Memoria (spa)

Proyecto Fin de Carrera
Diseño de un biodigestor de dos etapas a escala
laboratorio
Autor
Javier González Catalán
Director y ponente
Boris Rebolledo Gajardo
Antonia Gil Martínez
Escuela de Ingeniería y Arquitectura (EINA)
2013
Índice
Índice
1
1 Introducción
5
2 Justificación
7
3 Objetivos
7
4 Fundamento teórico
4.1 Caracterı́sticas del biogás . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.2 Digestión anaerobia. Etapas del proceso anaerobio . . . . . . . . . . . . . . . .
4.2.1 Etapa hidrolı́tica . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.2.2 Etapa fermentativa o acidogénica . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.2.3 Etapa acetogénica . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.2.4 Etapa metanogénica . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.3 Parámetros de operación y control . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.3.1 Inóculo inicial. Fase de arranque . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.3.2 Temperatura . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.3.3 pH y alcalinidad . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.3.4 Nutrientes . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.3.5 Tiempo de retención hidráulico . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.3.6 Presencia de tóxicos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.4 Co-digestión . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
4.4.1 Co-digestión de residuos ganaderos y residuos de la fabricación de biodiésel
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9
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5 Tipos de digestores
5.1 Digestores de dos fases . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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6 Parámetros de un digestor anaerobio
6.1 Cinética del proceso . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
6.1.1 Tiempo de retención celular . . . . . . . . . . . . . . .
6.1.2 Concentración de microorganismos . . . . . . . . . . .
6.1.3 Concentración de materia orgánica en el efluente . . .
6.2 Volumen del reactor . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
6.3 Estimación del biogás generado en función de la DBOL . . . .
6.4 Energı́a necesaria . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
6.4.1 Calor requerido para la alimentación . . . . . . . . . .
6.4.2 Calor requerido para suplir las pérdidas en el digestor
6.5 Mezclado . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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7 Revisión bibliográfica de plantas de laboratorio
7.1 Codigestión anaerobia de subproductos de la industria cárnica con purines de
cerdo y glicerina . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
7.2 Ensayos en discontinuo de codigestión anaerobia termofı́lica de purines de cerdo
y lodos residuales de depuradora. Efecto del amonio . . . . . . . . . . . . . . .
7.3 Digestión anaerobia en dos fases. Solubilización de las partı́culas mediante recirculación del digerido . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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8 Diseño del biodigestor
8.1 Descripción de la planta. Diagrama de
8.2 Configuraciones de la recirculación . .
8.3 Equipos y accesorios . . . . . . . . . .
8.3.1 Tanque de almacenamiento . .
8.3.2 Tanque de mezcla . . . . . . .
8.3.3 Trituradora . . . . . . . . . . .
8.3.4 Bombas . . . . . . . . . . . . .
8.3.5 Contador de gas . . . . . . . .
8.3.6 Quemador . . . . . . . . . . . .
8.3.7 Biodigestor . . . . . . . . . . .
8.3.8 Tuberı́as, válvulas y reductores
8.3.9 Tamiz . . . . . . . . . . . . . .
8.3.10 Sistema de respaldo eléctrico .
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9 Metodologı́a. Ejemplo de operación
9.1 Fase de puesta en marcha . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.1.1 Inóculo . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.1.2 Alimentación . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.1.3 Evolución de la alimentación . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.1.4 Análisis . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.2 Fase experimental . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.2.1 Cálculo de las cantidades a introducir de cada sustrato . . . .
9.2.2 Cálculo de la VCO . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.2.3 Estimación del biogás generado . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.3 Ejemplo de operación . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.3.1 Caudal de alimentación . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.3.2 Recirculación . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.3.3 Cantidades a suministrar de cada sustrato en la alimentación
9.3.4 Velocidad de carga orgánica . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.3.5 Biogás generado . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
9.3.6 Energı́a requerida . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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43
flujo
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10 Operación y control de los procesos anaerobios
11 Presupuesto
11.1 Inversión . . . . . . . . . . . . . . . . . .
11.1.1 Opción A: Reactores comerciales
11.1.2 Opción B: Reactores artesanales
11.2 Estimación del coste energético anual . .
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12 Conclusiones
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Bibliografı́a
50
Índice de Tablas
53
Índice de Figuras
53
Glosario de términos
54
Anexos
55
2
A Análisis a realizar
A.1 Demanda quı́mica de oxı́geno . . . . . .
A.2 Determinación de C . . . . . . . . . . .
A.3 Determinación de N . . . . . . . . . . .
A.4 Determinación de P . . . . . . . . . . .
A.5 Cationes . . . . . . . . . . . . . . . . . .
A.6 Alcalinidad . . . . . . . . . . . . . . . .
A.7 Ácidos grasos volátiles . . . . . . . . . .
A.8 Nitrógeno amoniacal . . . . . . . . . . .
A.9 Sólidos totales, sólidos volátiles y sólidos
A.10 Composición del biogás . . . . . . . . .
3
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en suspensión
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volátiles
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Diseño de un biodigestor de dos etapas a escala de
laboratorio
RESUMEN
La digestión anaerobia de purines de cerdo puede ser una buena opción para la valorización
económica de estos residuos. Si además son mezclados con otros residuos orgánicos pueden
conseguirse altas producciones de metano. El proceso digestivo consta de cuatro etapas fermentativas, diferenciadas por las bacterias que participan en ellas. Cada tipo de bacteria tiene
unas condiciones óptimas de desarrollo. Para conseguir esas condiciones se divide el proceso
en dos etapas, una fase ácidogénica y otra fase metanogénica.
Se diseña un biodigestor con dos reactores en serie, donde en cada uno de ellos tendrá lugar
una fase. Se ofrecen dos opciones de diseño, una con reactores comerciales y otra con reactores
constituidos con material de laboratorio. Las dos opciones van equipadas con calentadores
para conseguir la temperatura deseada de funcionamiento, un parámetro clave del proceso
anaerobio. La alimentación y la salida de los reactores se realizan por medio de bombas
peristálticas para controlar los caudales que atraviesan el reactor, y por tanto el tiempo de
retención hidráulico, TRH, otro parámetro importante. Para poder obtener diferentes TRH en
los reactores es necesario purgar y/o recircular parte del caudal de salida. Por ello el sistema
se ha diseñado para poder realizar diferentes configuraciones de recirculación, en función de la
posición de las válvulas que se encuentran en el proceso. Ası́ se podrá recircular la salida del
primer reactor, la salida del segundo a sı́ mismo o la salida de éste al primero.
Además de la temperatura y el TRH, existen otros parámetros operacionales importantes.
Por ello se recogen los análisis a realizar, sus frecuencias de medida y los valores más adecuados
de operación. Además se ofrecen soluciones a posibles desviaciones de los valores esperados.
Una vez realizado el diseño del sistema he realizado un plan de operación desde la puesta
en marcha hasta la fase experimental, indicando los pasos a seguir. Acto seguido he simulado
un proceso de operación, bajo unas determinadas condiciones de partida. Estas condiciones se
han tomado de otros trabajos previos en plantas a escala de laboratorio. De esta forma se han
calculado las cantidades de los sustratos a introducir en la alimentación, la velocidad de carga
orgánica y el biogás que puede ser generado. Por último, se ha calculado la energı́a requerida
para mantener en funcionamiento el sistema.
4
1
Introducción
A dı́a de hoy, la mayor parte de nuestras necesidades energéticas son satisfechas con la utilización de combustibles fósiles. Estos recursos son limitados, y además su utilización provoca
graves problemas ambientales.
Para la Unión Europea, que tiene una fuerte dependencia energética, es sumamente importante aumentar progresivamente el grado de autoabastecimiento energético, lo que únicamente
será posible con la implantación progresiva de energı́as renovables. La Directiva 2009/28/CE es
parte del denominado Paquete Europeo de Energı́a y Cambio Climático, que establece las bases
para que la UE logre sus objetivos para 2020: un 20% de mejora de la eficiencia energética, una
contribución de las energı́as renovables del 20% y una reducción de las emisiones de gases de
efecto invernadero del 20%. En España, con una dependencia energética exterior aún mayor,
actualmente más del 80% del abastecimiento energético proviene de energı́as fósiles [1], por lo
que resulta todavı́a más apremiante avanzar hacia un mayor grado de independencia energética
mediante la apuesta por las nuevas fuentes de energı́a alternativas, como son la eólica, la solar,
la hidráulica o la biomasa.
Ésta última se define, según el Diccionario de la Real Academia Española, como la materia
orgánica originada en un proceso biológico, espontáneo o provocado, utilizable como fuente de
energı́a. Tiene carácter de energı́a renovable ya que su contenido energético procede en última
instancia de la energı́a solar fijada por los vegetales en el proceso fotosintético. Esta energı́a
se libera al romper los enlaces de los compuestos orgánicos en el proceso de combustión [2].
El gran desarrollo de la industria agroalimentaria y la intensificación de las explotaciones
ganaderas en los últimos años, han propiciado la producción de grandes cantidades de residuos
orgánicos. Esto resulta un problema cuando se produce una excesiva concentración en determinadas áreas, superando la capacidad de asimilación de nutrientes del suelo o sobrepasando
los lı́mites establecidos por la Directiva 91/676/CEE relativa a la protección de las aguas contra la contaminación producida por nitratos. Una forma de resolver este problema y a la vez
aprovechar estos residuos consiste en descomponerlos en productos gaseosos o biogás (CH4 y
CO2 principalmente, y pequeñas proporciones de otros gases, como H2 , H2 S, NH3 , etc), y en
digestato, que es una mezcla de productos minerales (N, P, K, Ca, etc.) y compuestos de difı́cil
degradación.
Al proceso de obtención de biogás se le denomina digestión anaerobia, ya que las bacterias
encargadas de la descomposición de la materia orgánica se encuentran en el biodigestor en
ausencia de oxı́geno. Dicho proceso tiene lugar en varias fases, donde en cada una de ellas
intervienen distintos tipos de microorganismos con caracterı́sticas diferentes. Este proceso se
puede realizar en una o varias etapas, cada una de ellas en un reactor diferente, siendo la
más común por cuestiones económicas la primera opción. No obstante, el proceso de digestión
anaerobio en dos etapas es más ventajoso que el sistema convencional ya que permite la selección
y enriquecimiento de diferentes tipos de bacterias en cada reactor, y la bioconversión a biogás
es mucho más eficiente, obteniéndose mayores cantidaes de metano [3].
Entre los diferentes tipos de digestores, los más sencillos y ampliamente utilizados son los de
biomasa suspendida, donde los microorganismos se encuentran flotando ya que no están fijos a
ninguna superficie. Para su diseño deberá conocerse principalmente la concentración de materia
orgánica que alimenta el digestor, empleando dos ecuaciones fundamentales: la ecuación de
Heukelekian y la ecuación de Michaelis-Menten. En la digestión anaerobia existen diversos
factores que influyen decididamente en el proceso degradativo. Además existen diferencias
entre las condiciones ambientales óptimas de las bacterias encargadas de la bioconversión.
Estos parámetros de funcionamiento deben ser considerados para el correcto funcionamiento
del tratamiento anaerobio, por lo que se deberán realizar controles y análisis de estos factores
una vez puestos en marcha los digestores.
5
El biogás contiene un alto porcentaje en CH4 , entre 50 - 70%, por lo que es susceptible
de un aprovechamiento energético, de forma mayoritaria a través de motores de combustión
interna, generándose electricidad y calor. La potencia eléctrica instalada con biogás en Europa
en el año 2007 era de 3.700 MW, donde las plantas que tratan deyecciones ganaderas y residuos
agroindustriales contribuı́an con el 52% del total. La potencia eléctrica instalada con biogás
en España a finales de 2010 era de 177MW, correspondiendo alrededor del 30% a instalaciones
de cogeneración, ya que su desarrollo se encuentra en una fase inicial, con 15 instalaciones
implantadas con un tamaño medio igual o inferior a 500 kW [4]. En el nuevo Plan de Energı́as
Renovables (PER) 2011-2020 se espera alcanzar para 2020 una potencia instalada de 400MW,
con una participación del biogás procedente de residuos agroindustriales superior al 60%.
El gran crecimiento del sector que se espera durante estos años hace interesante el estudio
de nuevas tecnologı́as y métodos de obtención de biogás. Este proyecto se basa en el diseño y
la puesta en marcha de un biodigestor de dos etapas, con el objetivo de servir como base para
futuras investigaciones sobre este proceso.
6
2
Justificación
Los residuos ganaderos son, en la mayorı́a de paı́ses, los residuos orgánicos que se producen en mayor cantidad, y la digestión anaerobia es un proceso idóneo para llevar a cabo el
tratamiento de estos residuos, presentando los siguientes beneficios:
• Debido al alto contenido en metano del gas generado, puede aprovecharse dicho gas para
la generación de energı́a.
• Reduce las emisiones de efecto invernadero al evitar emisiones incontroladas de CH4 ,
(que produce un efecto invernadero 25 veces superior al CO2 )[5].
• Reduce los malos olores emitidos por los residuos en su tratamiento y en su posterior uso
como fertilizante[4].
• Se elimina prácticamente la totalidad de los agentes patógenos presentes en los residuos[6].
Las deyecciones ganaderas presentan producciones bajas de metano por su elevado contenido en agua, del orden de 12, 6 l CH4 /kg con purı́n de cerdo [5]. Para aumentar la producción de biogás es factible añadir otros residuos de diferente origen, lo que se denomina
co-digestión, para aprovechar la sinergia de las mezclas, compensando las carencias de cada
uno de los sustratos por separado [7].
Actualmente existen en España incentivos económicos a la producción de energı́a eléctrica
en plantas de biodigestión (RD 661/2007) y polı́ticas de facilitación de subsidios para dichas
instalaciones (RD 949/2009). Gracias a las ventas de electricidad y el apoyo en la inversión de
estas instalaciones se puede lograr que tratar un residuo sea rentable.
Por las razones y argumentos expuestos, se considera relevante el estudio y diseño de un
biodigestor anaerobio a escala de laboratorio en el cual se podrán realizar futuras pruebas con
distintos co-sustratos.
3
Objetivos
Diseñar un biodigestor de dos etapas a escala de laboratorio para la obtención de biogás,
mediante la codigestión anaerobia de purines de cerdo con otros residuos agrı́colas o industriales. Para la consecución de este objetivo general se plantearon los siguientes objetivos
especı́ficos:
• Determinar las variables de operación involucradas en el sistema anaerobio de dos etapas
para la producción de biogás y selección de las variables de control.
• Realizar una pauta de análisis instrumental de las variables de operación, una vez seleccionadas las variables de control, se determinarán las mediciones a efectuar para asegurar
el correcto funcionamiento y monitorización de la instalación experimental.
• Realizar un plan de pruebas, lo cual se efectuará mediante una secuencia de funcionamiento
que permita establecer patrones de comportamiento del sistema de bioconversión.
7
4
4.1
Fundamento teórico
Caracterı́sticas del biogás
El biogás es un gas que se obtiene por descomposición microbiológica de la materia orgánica
en ausencia de oxı́geno. Está compuesto principalmente por metano y dióxido de carbono, y
trazas de otros gases como N2 , H2 S, CO y H2 . Al estar en contacto con masas húmedas,
el gas se encuentra saturado de humedad. La siguiente Tabla 4.1 muestra su composición y
caracterı́sticas.
Componente
Porcentaje
Metano
60 - 80
Dióxido de carbono
30 - 40
Hidrógeno
5 - 10
Nitrógeno
1-2
Monóxido de carbono
0 - 1, 5
Oxı́geno
0, 1
Ácido sulfhı́drico
0-1
Vapor de agua
0, 3
Propiedades
Densidad kg/m
3
1, 09
Solubilidad en agua
Baja
Presión crı́tica (P sia)
673, 1
o
Temperatura crı́tica ( C)
3
Poder calorı́fico kcal/m
82, 5
4500 - 6500
Tabla 4.1: Composición y propiedades del biogás.
La producción de metano o biogás que se obtendrá de un residuo determinado depende de
su potencial (producción máxima), del tiempo de retención (TRH), de la velocidad de carga
orgánica (VCO), de la temperatura de operación y de la presencia de inhibidores. En general,
las deyecciones ganaderas presentan producciones bajas de biogás por su elevado contenido en
agua. Los residuos orgánicos de la industria alimentaria presentan potenciales de producción
variables, pero usualmente elevados cuando contienen un elevado contenido en lı́pidos. La
Tabla 4.2 muestra valores de producción de biogás para diferentes tipos de sustratos [9]. En
ella, ST indica el porcentaje de sólidos totales, SV, el de sólidos volátiles sobre el total de ST,
C:N indica la proporción carbono - nitrógeno, y CH4 el porcentaje de metano producido.
8
Residuo
Purı́n de cerdo
Estiércol
ST (%)
1
3-8
5-12
1
1
SV
(% de ST)
C:N
70-80
3-10 : 1
2
Producción de
biogás3
(m3 kg −1 SV)
CH4 (%)
0, 25-0, 50
70 - 80
75-85
6-20 : 1
0, 20-0, 30
55 - 75
70-80
3-10 : 1
0, 35-0, 60
60 - 80
ND
Gallinaza
10-30
Residuos de
fruta
15-20
75
35 : 1
0, 25–0, 50
Residuos de
alimentos
10
80
ND
0, 50–0, 60
Paja
70
90
90 : 1
0, 35–0, 45
70 - 80
4
ND
Tabla 4.2: Producción de biogás de algunos residuos agroindustriales. 1 Según dilución; 2 Según
presencia de paja; 3 Según tiempo de retención; 4 Según picado; ND: no disponible.
4.2
Digestión anaerobia. Etapas del proceso anaerobio
El proceso para producir biogás se denomina digestión anaerobia. La digestión anaerobia
puede aplicarse, entre otros, a residuos ganaderos, agrı́colas, ası́ como a los residuos de las
industrias de transformación de dichos productos. Estos residuos se pueden tratar de forma
independiente o conjunta, lo que se conoce como co-digestión.
La digestión anaerobia está caracterizada por la existencia de varias fases consecutivas
diferenciadas en el proceso de degradación del substrato. En cada fase intervienen un tipo de
bacterias diferente, las cuales deben operar coordinadas con el resto, ya que los subproductos
de unas son el sustrato para el desarrollo de las siguientes. Principalmente están constituidas
en dos grupos: bacterias productoras de ácidos y bacterias productoras de metano. Estos
dos grupos pueden subdividirse a su vez en dos familias. Las primeras se clasifican en bacterias formadoras de ácidos (generan ácidos heptanoico, valeriánico, butı́rico, propiónico, etc) y
acetogénicas (producen ácidos acético e hidrógeno). Las segundas se subdividen en bacterias
metanogénicas acetoclastas y bacterias metanogénicas hidrogenofı́licas.
También participan sulfobacterias, las cuales pueden competir con las metanobacterias
cuando en el residuo a tratar existen sulfatos. A continuación se describen las etapas del
proceso anaerobio.
4.2.1
Etapa hidrolı́tica
La primera fase es la hidrólisis de partı́culas y moléculas complejas en compuestos solubles, de forma que puedan atravesar la membrana celular de los microorganismos. Esta
etapa es llevada a cabo por enzimas extracelulares producidas por las bacterias fermentativas.
Cualquier substrato se compone de los tres tipos básicos de macromoléculas: hidratos de carbono, proteı́nas y lı́pidos. La hidrólisis de cada tipo de compuesto se realiza por diferentes
grupos enzimáticos.
La tasa de hidrólisis, en general, aumenta con la temperatura, independientemente del
compuesto de que se trate. Depende, también, del tamaño de las partı́culas, debido fundamentalmente a la disponibilidad de superficie para la adsorción de las enzimas hidrolı́ticas.
Los pretratamientos fı́sico-quı́micos, cuyo principal efecto es la reducción del tamaño de las
partı́culas, producen un aumento en la tasa de hidrólisis.
La hidrólisis puede verse afectada por la presencia de algún compuesto que sea tóxico o
inhibidor de la población bacteriana responsable de la producción de enzimas extracelulares.
9
Angelidaki et al. consideran que la tasa de hidrólisis de carbohidratos y proteı́nas está limitada
por la concentración total de ácidos grasos volátiles (AGV) [10].
4.2.2
Etapa fermentativa o acidogénica
En la siguiente etapa, los compuestos solubles, básicamente diferentes tipos de oligosacáridos
y azúcares, alcoholes, aminoácidos y ácidos grasos, son fermentados por los microorganismos
acidogénicos produciendo principalmente, CO2 , H2 y una mezcla de ácidos: acético, propiónico,
butı́rico, valérico, heptanoico, etc.
La formación de un ácido u otro depende de la concentración de H2 en el medio. Cuando
la concentración de hidrógeno en el gas producido es muy baja, de 5 a 50 ppm, se forma
preferentemente ácido acético [10]. Cuando aumenta la concentración de H2 , aumenta la
fracción de ácidos de cadena más larga como priónico, butı́rico, etc. Estos compuestos pueden
ser utilizados directamente por las bacterias metanogénicas, como acético, fórmico o hidrógeno.
Otros compuestos orgánicos más reducidos (láctico, etanol, propiónico, butı́rico,) tienen que
ser oxidados por bacterias acetogénicas a substratos que puedan utilizar las metanogénicas.
Las bacterias productoras de ácidos son de crecimiento rápido, ya que tienen un tiempo
mı́nimo de doblaje de 30 minutos [10]. El principal inhibidor de este proceso es el hidrógeno.
La eliminación continua de H2 mediante oxidación por CO2 estimula la acción de las bacterias
fermentativas, al eliminar un producto de la reacción.
4.2.3
Etapa acetogénica
Mientras que algunos productos de la fermentación pueden ser metabolizados directamente
por los organismos metanogénicos (H2 y acetato), otros (valeriato, butirato, propionato, algunos aminoácidos, etc.) necesitan ser transformados en productos más sencillos, acetato e
hidrógeno, a través de las bacterias acetogénicas.
Las bacterias involucradas en esta etapa son importantes no solo porque producen los nutrientes para los productos de metano, sino que además remueven cualquier traza de oxı́geno
disuelto que quede en el material orgánico, lo que resulta esencial ya que las bacterias que
actúan en la siguiente etapa son exclusivamente anaeróbicas. Estas bacterias tienen un crecimiento más lento, siendo su tiempo mı́nimo de doblaje de 1,5 a 4 dı́as [6].
El principal inhibidor de la acetogénesis, cuya acumulación provoca la rápida acumulación
de los substratos, es el hidrógeno molecular. Otros compuestos pueden inhibir también el
correcto desarrollo de las poblaciones acetogénicas, como el propio ácido acético, o los ácidos
grasos de cadena larga, además de estar muy afectado por el valor de pH.
4.2.4
Etapa metanogénica
Las bacterias metanogénicas son las responsables de la formación de metano a partir de
substratos monocarbonados o con dos átomos de carbono unidos por un enlace covalente:
acetato, H2 , CO2 , formato, metanol y algunas metilaminas.
Se pueden establecer dos grandes grupos de microorganismos, en función del substrato principal, dividiéndose en hidrogenotróficos, que consumen hidrógeno y fórmico, y acetoclásticos,
que consumen grupos metilos del acetato, metanol y algunas aminas.
Las bacterias acetoclásticas producen metano a partir de acetato. Tienen un crecimiento
lento, con un tiempo mı́nimo de doblaje de 2 a 3 dı́as, y no se ven afectadas por la concentración
10
de hidrógeno en el gas. Normalmente controlan el pH del medio, ya que eliminan ácido acético
y producen CO2 , que disuelto forma un disolución tampón con el bicarbonato.
Las bacterias metanogénicas hidrogenotróficas producen metano a partir de hidrógeno y
CO2 . Esta reacción tiene una doble función en el proceso de digestión anaerobio: por un lado
se produce metano, y por otro se elimina hidrógeno gaseoso. Esta eliminación actúa de control
sobre el potencial redox de fermentación.
La mayorı́a de los organismos metanogénicos son capaces de utilizar H2 como aceptor de
electrones, mientras que sólo dos géneros son capaces de utilizar el acetato [11]. A pesar de
ello, en ciertos ambientes anaerobios, éste es el principal precursor del metano, considerándose
que alrededor del 70% del metano producido en los reactores anaerobios se forma a partir de
acetato [12].
Entre inhibidores del crecimiento de los microorganismos metanogénicos están los ácidos
grasos de cadena larga, AGV, algunos cationes, el nitrógeno amoniacal, etc.
El conjunto de microorganismos que participan en el proceso anaerobio se caracterizan por
estar compuestos por seres de diferentes velocidades de crecimiento y diferente sensibilidad a
cada compuesto intermedio como inhibidor. Esto implica que cada etapa presentará diferentes
velocidades de reacción según la composición del substrato. La velocidad del proceso está
limitada por la velocidad de la etapa más lenta, la cual depende de la composición de cada
residuo. Para sustratos solubles, la fase limitante acostumbra a ser la metanogénesis, y para
aumentar la velocidad la estrategia consiste en adoptar diseños que permitan una elevada
concentración de microorganismos acetogénicos y metanogénicos en el reactor.
En la Figura 4.1 se presenta un esquema de las diferentes etapas en la producción de metano
comentadas anteriormente.
Materia orgánica
Glúcidos
Lı́pidos
Proteı́nas
Hidrólisis
Acidogénesis
Aminoácidos, azúcares
Ácidos grasos, alcoholes
Ác. butı́rico, valérico, propiónico, ...
Acetogénesis
H2 + CO2
Ác. acético
Metanogénesis
CH4 + CO2
Figura 4.1: Etapas en la producción de metano a partir de residuos orgánicos.
11
4.3
Parámetros de operación y control
En la digestión anaerobia existen diversos factores que influyen decididamente en el proceso fermentativo. Además existen diferencias entre las condiciones ambientales óptimas de
las bacterias encargadas de la hidrólisis y acidificación, y las condiciones de las bacterias
metanogénicas. Los parámetros de funcionamiento y control que han de tenerse en cuenta
para el correcto funcionamiento de un tratamiento anaerobio se describen a continuación.
4.3.1
Inóculo inicial. Fase de arranque
Para algunos sustratos orgánicos que carecen de microorganismos adecuados se necesita
contar con un inóculo de bacterias anaerobias que lleven a cabo la degradación. Por otro lado,
la baja velocidad de crecimiento de los microorganismos hace necesario utilizar un inóculo
inicial que aporte la cantidad suficiente de bacterias.
Los inóculos más utilizados consisten en biomasa procedente de otro digestor, como fangos
de digestores anaerobios que tratan residuos urbanos o ganaderos. Los microorganismos presentes deben aclimatarse a las nuevas condiciones de operación. Una concentración inicial del
5% suele ser suficiente para conseguir la activación de la primera etapa del proceso.
La puesta en marcha del reactor requiere trabajar inicialmente con velocidades de carga
orgánica moderadas, ya que a la larga ofrece una mayor estabilidad.
4.3.2
Temperatura
La velocidad de reacción de los procesos biológicos dependen de la velocidad de crecimiento
de los microorganismos responsables, que a su vez es dependiente de la temperatura. A mayor
temperatura, aumenta la actividad metabólica de las bacterias, requiriéndose menor tiempo
de retención para que se complete el proceso de fermentación. Atendiendo al intervalo de
temperatura en el que actúan las bacterias, se definen tres rangos: psicrofı́lico, mesofı́lico y
termofı́lico. En la siguiente tabla se recogen los diferentes rangos de temperatura y su influencia
en el tiempo de retención de la materia en el digestor [14].
Fermentación
Rango de temperatura Tiempo
(o C)
(dı́as)
Psicrofı́lica
15-25
> 30
Mesofı́lica
30-38
15-20
Termofı́lica
50-60
2-7
de
retención
Tabla 4.3: Rangos de temperatura y tiempos de retención para la fermentación anaerobia.
La temperatura influye no solo en la actividad de los microorganismos, sino también en las
constantes de equilibrio fı́sico-quı́micas y bioquı́micas. La solubilidad de los gases desciende
al aumentar la temperatura, y por tanto desaparecen más rápido compuestos tóxicos para
los microorganismos como el NH3 , H2 S y H2 . Una posible desventaja de este fenómeno es
el descenso de la solubilidad del CO2 , que implicará un aumento del pH. La solubilidad de
la mayorı́a de las sales aumenta con la temperatura. Por otro lado, las sales orgánicas son
más solubles a altas temperaturas, por lo que la materia orgánica es más accesible para los
microorganismos, y aumenta la velocidad del proceso. Sin embargo, si se trata de compuestos
tóxicos, al aumentar su solubilidad con la temperatura serán potencialmente más tóxicos. En
cuanto a la viscosidad de los lı́quidos y semisólidos, disminuye al aumentar la temperatura, lo
que implica menores requerimientos energéticos para la mezcla.Por lo tanto, la producción de
12
biogás en ausencia de inhibidores aumenta con la temperatura, puesto que aumenta la tasa de
crecimiento de los microorganismos. La tasa de hidrólisis también aumenta con la temperatura.
Los valores de temperatura más utilizados en la digestión anaerobia de residuos están dentro del rango mesofı́lico, aunque hay cierta tendencia en los últimos años a pasar al rango
termofı́lico, tanto para conseguir una mayor velocidad del proceso, como para mejorar la destrucción de organismos patógenos.
Una técnica interesante, especialmente en instalaciones ya existentes de digestión de lodos
de depuradora, es la combinación de dos fases de digestión, una primera de alta carga en
termofı́lico, para las etapas de hidrólisis y acidificación, y una segunda con menor carga en
mesofı́lico, para la etapa metanogénica. Con esta combinación se aprovechan las ventajas del
sistema termofı́lico (reducción de patógenos, menos problemas de formación de espumas) y se
evitan posibles problemas de inestabilidad. Esta técnica será la que se estudie en el proyecto.
4.3.3
pH y alcalinidad
Para que el proceso se desarrolle de forma satisfactoria, el pH debe estar en torno a la
neutralidad, presentando problemas graves si el pH baja por debajo de 6 o sube por encima de
8, 3. Para la hidrólisis, el pH debe estar entre 7, 2 a 7, 4. El óptimo de las bacterias acidogénicas
está entre 6, 0 a 6, 2, y el de las bacterias metanogénicas entre 6, 5 a 7, 5 [6].
El pH es un importante modulador del sistema puesto que influye en varios equilibrios
quı́micos, pudiendo desplazarlos hacia la formación de una determinada componente que tenga
influencia en el proceso. Su papel es fundamental en el equilibrio amonio – amonı́aco, teniendo
por tanto, una gran importancia en el proceso general, por ser el amoniaco libre un importante
inhibidor de la fase metanogénica.
En función de la alcalinidad del medio, la bajada de pH será más o menos rápida. En
residuos ganaderos, que presentan altas alcalinidades, la bajada de pH será poco importante
incluso aunque se produzcan importantes acumulaciones de ácidos.
La alcalinidad es una medida de la capacidad tampón del medio. En el caso de biodigestores anaerobios, la alcalinidad corresponde a la suma de las concentraciones de ion carbonato
y bicarbonato, expresado en mg/l de CaCO3 . Mantener un valor óptimo de alcalinidad en el
digestor es muy importante, ya que amortigua (o tampona) los repentinos cambios de pH producidos por la generación de ácidos grasos volátiles. El valor de la alcalinidad del bicarbonato
debe estar comprendido entre 1500 y 5000 mg/l de CaCO3 . La concentración de ácidos volátiles
bajo condiciones estables suele estar entre 50 y 100 mg/l. Si se mantiene una relación constante
ácidos volátiles/alcalinidad menor de 0, 25, se asegura la capacidad tampón del sistema. Para
mantener o aumentar la alcalinidad se pueden añadir reactivos como cal, carbonato sódico o
bicarbonato sódico.
En cualquier caso, el pH no se considera una buena variable de control por resultar demasiado lenta: una vez detectada una variación importante del pH, el fracaso del sistema puede
ser ya irreversible.
4.3.4
Nutrientes
El proceso anaerobio se caracteriza, frente a procesos aerobios, por los bajos requerimientos de nutrientes, debido fundamentalmente a los bajos ı́ndices de producción de biomasa.
A pesar de ello, algunos elementos deben estar presentes en el digestor para asegurar el correcto funcionamiento de los microorganismos. Los principales nutrientes del sistema anaerobio
son nitrógeno y fósforo, aunque también deben estar presentes en menores cantidades hierro,
13
cobalto, nı́quel, molibdeno, selenio, riboflavina y vitamina B12. Las necesidades de nitrógeno y
fósforo en función de la concentración de carbono de la alimentación, debe oscilar entre 25-40:1
para C:N, y de 75-120/1 para C:P.
En general, los residuos ganaderos suministran una suficiente concentración de todos los
nutrientes, siendo más común la presencia de problemas por exceso que por defecto.
4.3.5
Tiempo de retención hidráulico (TRH)
El TRH representa el tiempo que el sustrato introducido deberá permanecer en el reactor.
Es un parámetro muy importante, que dependerá tı́picamente del tipo de reactor utilizado.
En los sistemas de mezcla completa el tiempo de retención hidráulico coincide con el tiempo
de retención de celular, es decir de la biomasa, por lo que el tiempo de retención deberá
ser suficientemente largo para permitir el desarrollo de la población bacteriana. El tiempo
de retención, junto con la velocidad de carga, determinada por el tipo de substrato, son los
principales parámetros de diseño, definiendo el volumen del digestor. Los tiempos de retención
usuales tratando residuos ganaderos varı́an mucho según la fuente consultada y van de 10 a 30
dı́as.
En la Figura 4.2 se indica la tendencia general de los ı́ndices de eliminación de materia
orgánica (expresada en forma de sólidos volátiles, SV) y de producción especı́fica de gas, por
unidad de volumen de reactor, en función del tiempo de retención. Notar que existe un tiempo
mı́nimo por debajo del cual el reactor no presenta actividad, que la eliminación de materia
orgánica sigue una tendencia asintótica, con una eliminación completa a tiempo infinito, y
una producción de gas por unidad de volumen de reactor con un máximo para un tiempo de
retención correspondiente a una eliminación de substrato entre el 40 y el 60%.
100
2.5
2.0
3
S0= 30 kg SV/m
S0= 60 kg SV/m3
S0= 90 kg SV/m3
Eliminacion SV
60
1.5
40
1.0
20
0.5
0
PV (m3 gas/m3 dia)
Eliminacion SV (%)
80
0
0
10
20
30
Tiempo de retencion (dias)
40
50
Figura 4.2: Producción volumétrica de gas para un reactor de mezcla completa.
Otro parámetro clave es el tiempo de retención celular (θc ) que es el tiempo medio que
una unidad de masa biológica es retenida en el sistema. La recirculación de una corriente
concentrada hacia el inicio del sistema aumenta el θc en relación al TRH.
14
4.3.6
Presencia de tóxicos
Existen alguna sustancias capaces de actuar como tóxicas o inhibidoras del proceso anaerobio. Las más importantes son:
• Ácidos grasos volátiles (AGV)
La acumulación de AGV en el digestor está relacionada con la disminución en la producción de biogás. Los AGV son los más importantes intermediarios del proceso anaerobio. Los ácidos a considerar son: fórmico, acético, propiónico, butı́rico y valérico, aunque
los más abundantes son el ácido acético y el propiónico. No es útil hacer una determinación total de ácidos mediante valoración, por lo que se deben cuantificar de manera
individual mediante cromatografı́a de gases. Ahring et al. concluyeron que concentraciones de ácidos grasos volátiles por debajo de 3000 mg acético/l, no producen ninguna
disminución de la producción de metano [14].
• Nitrógeno amoniacal
Los residuos ganaderos contienen altas concentraciones de compuestos nitrogenados.
Aunque el nitrógeno amoniacal es un importante nutriente para el crecimiento de los
microorganismos, cuya carencia puede provocar el fracaso en la producción de gas, una
concentración excesivamente alta del mismo puede limitar su crecimiento. Para concentraciones de amonı́aco mayores de 1500 mg/l puede llegar a inhibir el proceso a pH
mayores de 7, y a concentraciones mayores de 3000 mg/l se vuelve tóxico [15].
• Cationes y metales pesados
Diferentes metales llegan a ser tóxicos cuando alcanzan una cierta concentración en el
sustrato. Hay que destacar que la presencia continuada de estas sustancias puede hacer
que las bacterias se aclimaten y admitan niveles de tolerancia mayores. En la Tabla 4.4
se muestran las concentraciones de diversos cationes a partir de las cuales pueden inhibir
el sistema [7].
Catión
Concentración inhibidora (mg/l)
Na
3500-5500
K
2500-4500
Ca
2500-4500
Mg
1000-1500
Tabla 4.4: Concentraciones inhibidoras de cationes.
4.4
Co-digestión
Los residuos urbanos e industriales suelen contener altas concentraciones de materia orgánica
fácilmente degradable, por lo cual presentan un mayor potencial de producción de biogás que
los residuos ganaderos, pudiendo llegar a 1000 m3 de biogás por tonelada de residuo. Sin
embargo, estos residuos pueden presentar problemas en su digestión, como deficiencia en nutrientes necesarios para el desarrollo de los microorganismos, baja alcalinidad o excesivo contenido
en sólidos [16].
Los residuos ganaderos, y en concreto los purines de cerdo, pueden ser una buena base
para la co-digestión ya que generalmente presentan un contenido en agua más elevado que la
mayorı́a de residuos industriales, una mayor capacidad tampón y aportan todos los nutrientes
necesarios para el crecimiento de microorganismos anaerobios [17]. En la Tabla 4.5 se recogen
15
las principales caracterı́sticas de mezclas entre residuos ganaderos, principalmente purı́n de
cerdo y de vacuno, y diferentes tipos de residuos agroindustriales.
Cosustrato
Ventajas
Inconvenientes
Incremento de
biogás1 (%)
Referencias
Purı́n de cerdo
y/o vacuno
Elevado contenido
en agua, variedad
de nutrientes
Espumas,
sedimentos
-
[19]
Residuos
de frutas
Disponibilidad de
grandes cantidades
Acidificación
50-100
20-30% residuo
[11, 19]
Cultivos
energéticos
Alto potencial de
producción
Espumas poco
biodegradables
300-400
60-85% cultivo
[19]
Residuos de
matadero
Esterilización de los
residuos en el
proceso
En mesofı́lico,
higienización
previa
0-50
20-40% residuo
[19, 20]
Glicerina
Muy biodegradable,
elevado contenido
en carbono
Inhibición para
concentraciones
mayores del
100%
Hasta un 300%
10% glicerina
[19]
Tabla 4.5: Caracterı́sticas de mezclas entre purines de cerdo y vacuno con diferentes cosustratos.
1
Con respecto a una digestión únicamente a base de purines.
4.4.1
Co-digestión de residuos ganaderos y residuos de la fabricación de biodiésel
La glicerina es un subproducto del proceso de fabricación del biodiésel cuya producción
supera a la demanda para purificarla. Actualmente, una de las preocupaciones más importantes
es como dar salida a este subproducto que está causando un gran impacto a nivel económico
y medioambiental en la biorefinerı́a industrial.
Una de las posibles aplicaciones para este residuo es la co-digestión anaeróbica con otros
residuos orgánicos, con el objetivo de aumentar el potencial de biogás. La glicerina presenta un
pH adecuado para la digestión anaerobia y además es muy biodegradable. Su elevado contenido
en carbono permite aumentar la relación C:N en la mezcla, evitando fenómenos de inhibición
debidos al nitrógeno.
La producción de biodiésel en la Unión Europea en el año 2010 fue de 9 millones de
toneladas, de las cuales 1 millón correspondieron a España, siendo la capacidad de producción
instalada a finales de 2010, de acuerdo con los datos del IDAE, de 4.318.400 toneladas (47
plantas) [1]. Por cada tonelada de biodiésel producido se generan 100 kg de glicerina, por lo
que sólo en la Unión Europea se generaron 800.000 toneladas de glicerina en el año 2010, más
que el total del consumo mundial, estimado en 500.000 tn [4].
Aunque existen algunas plantas a escala industrial que emplean este tipo de residuo como cosustrato, los estudios son muy escasos. Serı́a necesario un estudio en profundidad del proceso,
tanto en rango mesofı́lico como termofı́lico y empleando tanto purı́n de cerdo como de vacuno,
para determinar las proporciones de glicerina que producen inhibición en cada caso.
16
5
Tipos de digestores
Existe en la actualidad un gran número de tecnologı́as adaptadas al tratamiento de residuos
por digestión anaerobia. Se dividen principalmente en dos: digestores de biomasa adherida y
digestores de biomasa suspendida.
Los primeros se caracterizan porque tienen en su interior un manto de material inerte
que sirve de soporte a los microorganismos que van formando una capa de biomasa adherida,
donde parte de los microorganismos quedan retenidos en los intersticios del manto. El flujo
del influente a través estos intersticios genera la mezcla y el contacto entre el influente y los
microorganismos produciendo la depuración.
En los digestores de biomasa suspendida los microorganismos se encuentran flotando, no
están fijos a ninguna superficie. Este tipo de digestores son los más utilizados, por lo tanto nos
centraremos en ellos. En la Tabla 5.1 se muestran las caracterı́sticas más importantes de cada
uno de ellos [11]. Éstos se representan además de forma esquemática en las Figuras 5.1, 5.2 y
5.3.
Tipo
Residuos
Alimentación
Agitación
Recirculación
TRH
(dı́as)
Eficiencia1
Tanque
Sólidos
Discontinua
No
No
> 50
Baja
Mezcla
completa
Ganaderos
lodos de
depuradora
Continua
Mecánica
No
15-30
Media
Contacto
Aguas
residuales
agrı́colas
Continua
Mecánica
Sı́
2-6
Media
Lecho
expandido
Aguas
residuales
industriales
Continua
Automezclado No
<2
Alta
Dos fases
Alta
concentración
azúcares
Continua
Mecánica
< 15
Alta
Sı́
Tabla 5.1: Caracterı́sticas de los digestores de biomasa suspendida.
biogás.
En la producción de
Biogás
Biogás
Alimentación
Alimentación
1
Efluente
Descarga
Lodo digerido
(a)
(b)
Figura 5.1: Tanque de almacenamiento (a) y reactor de mezcla completa (b).
17
Biogás
Alimentación
Efluente
Purga
(a)
Biogás
Alimentación
Efluente
Purga
Lodo digerido
(b)
Figura 5.2: Reactor de contacto (a) y reactor de dos fases (b).
Biogás
Efluente
Alimentación
Figura 5.3: Reactor de lecho expandido
5.1
Digestores de dos fases
El digestor en dos fases está constituido por dos reactores en cada uno de los cuales se
realiza una parte del proceso fermentativo (Figura 5.2(b)), y su objetivo es conseguir un tiempo
de retención global inferior al correspondiente a un único reactor de mezcla completa. Esta
separación de fases es muy interesante cuando las condiciones ambientales óptimas de las
diferentes poblaciones bacterianas que intervienen en el proceso no son las mismas, de forma
que se pueden favorecer ambas por separado. En estos sistemas, en el primer reactor ocurre
la hidrólisis y acidogénesis de la materia orgánica compleja, mientras que en el segundo se
lleva a cabo la acetogénesis y metanogénesis del material acidificado. La separación es de tipo
cinético, controlando el tiempo de retención de cada reactor [3].
Se diseñan dos digestores separados para la acidogénesis y otro para la metanogénesis. Para
el caso de la primera etapa, en la formación de ácido se tienen condiciones de pH bajo de 6 a 6,5
y tiempos de retención de sólidos bajos, para favorecer el crecimiento de bacterias acidogénicas
18
y a la vez la producción de ácido en el interior del digestor. Para la segunda etapa, la formación
de metano, se tienen condiciones de pH de 6,5 a 7,5 con el fin de favorecer el crecimiento de
bacterias metanogénicas las cuales convierten los ácidos a metano mejorando con una eficiencia
alta la producción de biogás.
Se han desarrollado dos tipos de tecnologı́as, los sistemas en dos fases (two phase anaerobic
digestión–2PAD) y en dos fases de temperatura (temperature-phased anaerobic digestion TPAD). El proceso de digestión anaerobia en dos fases de temperatura (TPAD) comprende
una etapa inicial termofı́lica, seguida por una etapa mesofı́lica. En el sistema de digestión en
dos fases (2PAD) cualquiera de estas fases (ya sea la hidrólisis o la metanogénesis) puede ser
llevada a cabo bajo temperatura mesofı́lica o termofı́lica.
La ventaja de este sistema es que las condiciones de cada reactor pueden ser las óptimas
para cada grupo de bacterias. La desventaja de este sistema es que la velocidad de conversión
total y la eficiencia global es determinada por la etapa de la hidrólisis y acidificación cuando
el sustrato se halla en forma sólida o como material particulado.
19
6
6.1
Parámetros de un digestor anaerobio
Cinética del proceso
El principal proceso de tratamiento en continuo es el llamado digestor monoetapa, representado en la Figura 6.1. En la nomenclatura utilizada, Q0 corresponde al caudal de entrada,
medido generalmente en m3 /dı́a, S0 es la concentración de materia orgánica a la entrada, que
por lo general se asimila a la demanda biológica de oxı́geno, DBO5 , soluble (mg O2 /l), S,
corresponde a la concentración de materia orgánica a la salida del digestor (mg O2 /l), y X
a la concentración de microorganismos en el digestor, que se asimila al valor de los sólidos
suspendidos volátiles, SSV (mg/l).
Biogás
X
Q0
S0
X0 ∼ 0
Q0
S
X
Lodo digerido
Figura 6.1: Esquema de un proceso anaerobio.
En condiciones ideales, el crecimiento de las poblaciones bacterianas sigue un crecimiento
exponencial en el tiempo. En la práctica existen limitaciones al crecimiento, dadas por ejemplo, por la limitación del substrato disponible o por la presencia de tóxicos. La ecuación de
Monod describe la cinética del crecimiento microbiano, relacionando la velocidad especı́fica de
crecimiento microbiano con la concentración del substrato:
1 dX
S
= µ = µmax
(6.1)
X dt
ks + S
donde µ corresponde a la tasa de crecimiento especı́fico, µmax a la tasa máxima de crecimiento
especı́fico, y ks a la constante de saturación media (en mg DQO/l).
En esta ecuación se asume que sólo hay crecimiento bacteriano, sin embargo, los microorganismos tienen una demanda energética conocida como descomposición endógena. De esta
manera, la velocidad de crecimiento neto de la biomasa activa es la suma del crecimiento y la
descomposición, según la ecuación de Heukelekian:
dX
dS
=Y
− kd X
(6.2)
dt
dt
donde Y es la fracción del sustrato destinada al crecimiento celular y kd la constante de
velocidad de desaparición de microorganismos.
Como la eliminación de sustrato es lo que se busca en cualquier proceso de tratamiento
biológico, la ecuación de Michaelis-Menten expresa la velocidad de utilización de sustrato:
siendo km
km XS
dS
=
dt
ks + S
la velocidad máxima de eliminación del sustrato.
(6.3)
Combinando las ecuaciones de Heukelekian y Michaelis-Menten y considerando tiempos
finitos, se pueden obtener diferentes expresiones para calcular los parámetros de diseño.
20
Los coeficientes necesarios para el dimensionado de instalaciones se calculan por métodos
experimentales, o bien se pueden utilizar datos bibliográficos. El valor de los coeficientes varı́a
con la temperatura mediante la siguiente expresión [20]:
(T −20)
kT = k20 (1, 07)
(6.4)
donde T está en o C y K20 es el valor de KT para 20o C. Si este valor no es conocido, la relación
puede ser generalizada:
T −T 0 )
kT = kT 0 (1, 07)(
(6.5)
6.1.1
Tiempo de retención celular
El tiempo de retención celular, TRC o θc representa la relación entre la concentración de
microorganismos y la variación de su concentración en función del tiempo. Se considera el
tiempo que realmente permanecen en contacto los microorganismos con el residuo a tratar. Si
no existe recirculación, coincide con el tiempo de retención hidráulico (TRH o θh ) del digestor.
1 dX
km S
1
=
=Y
− kd
θc
X dt
ks + S
(6.6)
donde Y km = µmax .
6.1.2
Concentración de microorganismos
La concentración de microorganismos a la salida del reactor, X, toma la forma:
X=
6.1.3
θc Y (S0 − S)
θh 1 + kd θc
(6.7)
Concentración de materia orgánica en el efluente
La concentración de materia orgánica que saldrá por el efluente, S, viene dada por la
siguiente ecuación:
S=
6.2
ks (1 + kd θc )
θc (Y km − kd ) − 1
(6.8)
Volumen del reactor
El volumen del biodigestor, Vdig , se determina a partir del tiempo de retención hidráulico,
θh , y del caudal de la alimentación, Q, por medio de la siguiente relación:
Vdig = θh Q
(6.9)
En el diseño de un digestor comercial, el principal parámetro a resolver es el volumen del
reactor, ya que se conoce el caudal a alimentar y el tipo de sustrato que se va a introducir.
En el caso de un digestor de laboratorio, el volumen viene fijado por cuestiones de espacio y
económicas. De esta manera, conociendo el tipo de alimentación que se introducirá, la variable
a determinar será la velocidad de carga del sistema.
6.3
Estimación del biogás generado en función de la DBOL
La demanda biológica de oxı́geno, DBOL , se define como la cantidad de oxı́geno disuelto
que requieren los microorganismos para la oxidación aerobia de la materia orgánica biodegradable presente en el agua. Por lo tanto, midiendo esta demanda puede calcularse la cantidad
de materia biodegradable que contiene un flujo. Se suele expresar en mg O2 /l. Para la determinación de la materia orgánica, es más frecuente realizar ensayos de la DBO5 , que es la
21
demanda biológica de oxı́geno hasta el quinto dı́a, ya que la DBO total puede requerir hasta
20 dı́as de ensayo. Ambas pueden relacionarse de la siguiente manera: DBOL = DBO5 /0, 7.
Se puede obtener relación entre la DBOL del substrato orgánico y el potencial de metano
generable correlacionando sus ecuaciones de formulación. A partir del cálculo teórico, se puede
deducir la cantidad de gas real que se genera en el digestor. Hay que tener en cuenta que
parte de la materia orgánica se degrada a CO2 y CH4 , y otra parte se transforma en nuevos
microorganismos. El volumen de metano se puede calcular a partir de la siguiente expresión
[20]:
VCH4 = 0, 35 [(S0 − S) Q − 1, 42Px ]
(6.10)
donde VCH4 es el volumen de metano producido en condiciones normales, 0, 35m3 es el volumen
de de CH4 producido teóricamente en la estabilización de 1 kg de DBOL , S0 corresponde al
DBOL de la alimentación y S al del efluente, Q es el caudal, y Px la masa de microorganismos
producida diariamente. El factor 1, 42 corresponde al factor de conversión de kg de microorganismos a DBOL . La masa de microorganismos diaria que se genera en un digestor, Px , se
obtiene de multiplicar el caudal de salida, Q, por la concentración de microorganismos presente
en el reactor, X.
6.4
Energı́a necesaria
El sistema de calentamiento es un aspecto importante de un digestor anaerobio. Mantener
la temperatura dentro de un rango de ±0, 6o C respecto la temperatura de diseño mejora la
estabilidad del proceso, evitando choques térmicos [21].
Para calcular la energı́a necesaria que hay que aportar al sistema para mantener la temperatura deseada en los dos reactores se tiene que conocer el calor requerido para adecuar la
temperatura de la alimentación a la del digestor y las pérdidas de calor que se producirán en
cada reactor. La energı́a producida en la formación del metano es muy pequeña, por lo que se
considerará nula.
6.4.1
Calor requerido para la alimentación
La cantidad de calor necesaria para elevar la temperatura de la alimentación hasta la de
proceso se calcula por medio de la siguiente ecuación:
Ha = Qρa cp (Tdig−Ta )
(6.11)
donde Ha corresponde al calor requerido para incrementar la temperatura de la alimentación,
Q al caudal de alimentación, ρa a la densidad de la alimentación, cp al calor especı́fico de la
alimentación, Tdig a la temperatura en el digestor y Ta a la temperatura de la alimentación.
6.4.2
Calor requerido para suplir las pérdidas en el digestor
La cantidad de calor que es necesario suministrar al digestor para mantenerlo en una temperatura constante es calor cedido del recipiente por convección,
Hp = U A (Tdig − Ta )
(6.12)
donde,
UA =
1
∆r
+
kAml
hA
22
−1
(6.13)
siendo ∆r el espesor de la pared del recipiente, k el coeficiente de conductividad del material,
h el coeficiente convectivo aire-material, A el área perpendicular al flujo de calor, y Aml el área
media logarı́tmica, que se define como
Aml =
Aext − Aint
ln φφext
int
(6.14)
donde φext y φint son los diámetros exterior e interior respectivamente.
6.5
Mezclado
La agitación de los reactores anaerobios tiene diversos objetivos, que se resumen en: homogeneizar el medio para conseguir valores uniformes de concentración y temperatura; poner
en contacto el substrato fresco con la población bacteriana; prevenir la formación de espumas,
ası́ como la sedimentación en el reactor; prevenir zonas muertas, que reducirı́an el volumen
efectivo del reactor, e impedir que parte del sustrato original abandone el digestor sin entrar
en contacto con los microorganismos.
La velocidad de agitación es un parámetro que puede influir en el desarrollo del proceso,
siendo necesario un equilibrio entre la buena homogeneización y la correcta formación de agregados bacterianos. Basu y Leclerc demuestran que al pasar de 60 r.p.m. aumenta la eficiencia,
llegando a no existir formación de espumas a 90 r.p.m [22].
23
7
Revisión bibliográfica de plantas de laboratorio
A continuación se reúne información sobre algunos experimentos realizados en plantas a
escala de laboratorio sobre la digestión anaerobia en dos fases, con el objetivo de sacar conclusiones para el futuro diseño del biodigestor.
7.1
Codigestión anaerobia de subproductos de la industria cárnica
con purines de cerdo y glicerina
En este trabajo se estudian los rendimientos de la codigestión anaerobia de subproductos
de la industria cárnica (SPA) con purines de cerdo[25]. Los SPA son difı́ciles de digerir al tener
una alta concentración de grasa y proteı́na, por lo que una estrategia de optimización es la
codigestión con otros residuos como las deyecciones ganaderas. La digestión se desarrolla en
dos reactores mesófilos con un TRH de 20 dı́as cada uno y una VCO de 2 a 3 g DQO/l d.
Se evaluaron distintas mezclas con purı́n de cerdo como residuo principal y con glicerina en
la etapa final. En la siguiente tabla se resumen las producciones de biogás obtenidas para las
distintas mezclas:
Parámetro
Producción de gas (l/digestor dı́a)
Purı́n
0, 22
Purı́n + SPA(2,5%)
0, 47
Purı́n + SPA(2,5%) + Glicerina(5%)
0, 64
Tabla 7.1: Producciones de biogás para diferentes mezclas.
De este proyecto se pueden obtener las siguientes conclusiones:
• La adición de glicerina a la mezcla incrementa notablemente la producción de biogás y
ajusta la relación C:N al valor recomendado de 35:1, ya que en el caso de los purines es
del orden de 10:1.
• Las poblaciones bacterianas necesitan un perı́odo de adaptación antes de añadir cosustratos que hagan incrementar la concentración de nitrógeno amoniacal, por lo que habrá
que diseñar una estrategia en la fase de arranque del digestor para la alimentación.
• En la fase hidrolı́tica se produce también biogás, por lo que el reactor acidogénico tendrá
que disponer de salida de gases.
• El mezclado se realiza con agitadores de acero inoxidable, con una potencia de 1/8 HP,
a una velocidad de 83 r.p.m.
7.2
Ensayos en discontinuo de codigestión anaerobia termofı́lica de
purines de cerdo y lodos residuales de depuradora. Efecto del
amonio
El objetivo del trabajo es el estudio de la digestión anaerobia termofı́lica de purines de
cerdo, mediante una baterı́a de reactores discontinuos de 250 ml a 49o C y diferentes diluciones,
para evaluar el efecto de diferentes concentraciones de nitrógeno[26]. También se ha estudiado
la codigestión de los purines con lodos procedentes de una estación depuradora. En la Tabla
8.2 aparecen la concentración de amonio en el reactor y el biogás acumulado para cada caso:
24
Parámetro
Purı́n(100%) Purı́n(80%)
Purı́n(60%)
Purı́n +
Purı́n +
lodos(80/20) lodos(60/40)
N-NH4 (mg/l)
3.090
2.391
2.271
1.302
949
Biogás acumulado (l)
0,321
0,345
0,62
0,593
0,902
Tabla 7.2: Amonio producido y biogás acumulado para las diferentes mezclas.
Se obtienen las siguientes conclusiones:
• El ensayo con un 100% de purı́n presenta menores producciones de biogás que las diluciones al 80 y 60% debido a los efectos inhibitorios del amonio. A concentraciones de
amonio menores de 2.500 mg/l no se ve afectada la estabilidad del sistema, valor que
concuerda con el obtenido por Ahring(1995)[15].
• La codigestión de los purines con los fangos mejoran el proceso al descender la concentración de amonio y aumentar la cantidad de biogás producido.
• Se comprueba la gran dificultad que representa conseguir la adecuada homogeneidad
cuando se parte de un sustrato tan heterogéneo como el purı́n, con partı́culas de diferentes
tamaños y composición. Ello obliga a repeticiones en los ensayos siempre que sea posible
y a disponer de un tamiz para impedir que las partı́culas más grandes puedan obstruir
los conductos.
• Los lodos utilizados proceden del colector de fangos de los espesadores de la planta
depuradora.
7.3
Digestión anaerobia en dos fases. Solubilización de las partı́culas
mediante recirculación del digerido
El propósito de este trabajo es el de estudiar la co-digestión de lodos de depuradoras con
fracción orgánica de residuos sólidos urbanos, FORSU, en un sistema de dos fases (2PAD)[24].
Se estudia el comportamiento para diferentes tamaños de partı́cula, evaluando los efectos de la
temperatura y de la corriente de recirculación. En un caso el sistema global opera a temperatura
ambiente y en el otro la primera fase acidogénica se mantiene a esa temperatura y la segunda
pasa a régimen termofı́lico . Se realiza una tabla resumen con los principales parámetros:
Parámetro
Caso 1
Caso 2
Volumen útil (l)
R. acidogénico
R. metanogénico
0, 6
1, 75
0, 6
0, 8
Temperatura(o C)
R. acidogénico
R. metanogénico
22 - 25
22 - 25
22 - 25
55
Recirculación (%)
60
42
Producción de biogás (l/l digestor dı́a)
1, 0 - 1, 4
2, 6 - 3, 2
TRH (dı́as)
48
26
Tabla 7.3: Parámetros del funcionamiento de las dos configuraciones.
De este estudio obtengo las siguientes conclusiones:
• El volumen necesario del reactor para un sistema termofı́lico es menor que en mesofı́lico
porque el tiempo de retención se reduce ya que se incrementa la actividad de los microorganismos.
25
• La recirculación es necesaria para lograr la solubilización cuando existen problemas con
el tamaño de partı́cula. Se recircula el lodo digerido del segundo reactor al primero.
En el régimen termofı́lico se puede reducir y ası́ tratar mayores cantidades de residuo.
La recirculación carece de sentido cuando el tamaño de partı́cula no es limitador de la
hidrólisis, ya que disminuye el caudal a tratar.
• En el sistema termofı́lico se consiguieron mayores producciones de biogás y menores TRH.
Además se logró que el sistema fuera estable a menores porcentajes de recirculación.
26
8
8.1
Diseño del biodigestor
Descripción de la planta. Diagrama de flujo
En este proyecto se pretende diseñar el biodigestor de manera que pueda ser empleado por
las dos tecnologı́as del proceso de dos fases, la 2PAD y la TPAD.
El proceso de la planta se inicia con la recepción de los desechos orgánicos. Al estar los
digestores diseñados para la obtención de biogás mediante co-digestión, se dispondrá de dos
tanques para almacenar los residuos, y otro más donde serán mezclados en la proporción
necesaria antes de ser introducidos al primer reactor. Para el caso en que el residuo tenga
partı́culas grandes, similares a los diámetros de tuberı́a, deberá pasar por una trituradora para
reducir su tamaño.
Por medio de una bomba peristáltica se ingresa la mezcla al primer biodigestor, donde se
produce el contacto del sustrato fresco con la mezcla reactiva y los microorganismos anaeróbicos.
En este reactor tiene lugar las fases hidrolı́tica y acidogénica. En él se calienta y agita la mezcla. Éste comunica con el siguiente digestor por medio de un conducto y de una bomba
peristáltica que impulsa el fluido. De la válvula de drenaje parte otra tuberı́a para la purga y
la recirculación. De la parte superior del reactor parte una manguera para la salida del gas.
En el segundo digestor se dan las fases acetogénica y metanogénica. Este reactor también
calienta y agita la mezcla. De su zona superior parte un tubo con el biogás que comunica con
el del primer digestor. En la parte inferior del tanque se encuentra el orificio de salida del
digestato. Parte de él podrá ser recirculado por medio de una bomba, al primer o al segundo
reactor, y otra parte será purgado.
El sistema ha sido diseñado para poder realizar diferentes combinaciones a la hora de
recircular los lodos, según la posición de las válvulas que hay a lo largo del circuito. Ası́ pues,
las recirculaciones pueden ser sólo en el primer reactor, sólo en el segundo o recircular el lodo
del segundo al primero.
De los dos digestores parten mangueras para la conducción del biogás. Éste se hace pasar
por un contador de gas y por último se lleva a un quemador. El diagrama de flujo del proceso se
muestra en la Figura 8.1. En la tabla 8.1 se define la nomenclatura empleada para los equipos
y en la Tabla 8.2 la empleada para los flujos.
27
Figura 8.1: Diagrama de flujo de la planta.
Nomenclatura
Equipos
T-1
Tanque de almacenamiento de purı́n
T-2
Tanque de almacenamiento de otros residuos
T-3
Tanque de mezcla
T-4
Tanque de almacenamiento de digestato
BP
Bomba peristáltica
R-1
Reactor acidogénico
R-2
Reactor metanogénico
C-1
Contador de gas
Q-1
Quemador
Tabla 8.1: Nomenclatura de equipos.
28
Nomenclatura
Flujo
F-1
Purı́n de cerdo
F-2
Residuo orgánico a mezclar
F-3
Mezcla reactiva
F-4
Alimentación del primer reactor
F-5
Biogás producido en el primer digestor
F-6
Efluente del primer reactor
F-7
Purga del primer reactor
F-8
Flujo de recirculación del primer reactor
F-9
Alimentación del segundo reactor
F-10
Purga del segundo reactor
F-11
Flujo de recirculación del segundo reactor
F-12
Biogás producido en el segundo digestor
F-13
Biogás total producido
Tabla 8.2: Descripción del flujo.
8.2
Configuraciones de la recirculación
En las Figuras 8.2(a), 8.2(b) y 8.2(c) se muestran las diferentes posibilidades de recirculación
que existen en la planta en función de la posición de las válvulas de tres vı́as que hay en el
proceso.
8.3
Equipos y accesorios
Se han considerado dos alternativas para la realización de los digestores. En la primera se
han seleccionado reactores comerciales para laboratorio y en la segunda los digestores han sido
diseñados a partir de diferente material de laboratorio. Por otra parte, los demás elementos
son comunes (tanques de almacenamiento, de mezcla, trituradora, etc).
8.3.1
Tanque de almacenamiento
Se necesitarán tres tanques de almacenamiento, uno para retener el purı́n de cerdo, otro
para el cosustrato y un tercero para el almacenamiento del digestato. Se ha elegido un volumen
menor al del tanque de mezcla, en este caso 10l. El modelo elegido tiene como referencia 7010
y es de la empresa Sunbox (Figura 8.3(a)).
8.3.2
Tanque de mezcla
Es un tanque de polietileno apto para almacenar lı́quidos quı́micos. La función que cumple
es contener la materia orgánica a alimentar. El modelo elegido es un depósito dosificador de
31 litros de capacidad. En la parte superior tiene la opción de acoplar una válvula de presión,
que será útil ya que la materia orgánica se irá degradando con el paso del tiempo. En su parte
inferior tiene una salida donde se puede acoplar una bomba dosificadora. El modelo elegido es
el V31 de la empresa Sunbox (Figura 8.3(b)).
8.3.3
Trituradora
La función que cumple la trituradora es la de disminuir el tamaño de las partı́culas vegetales
para facilitar la digestión y el paso por los conductos. No es necesario que sea de gran potencia,
29
(a)
(b)
(c)
Figura 8.2: Recirculación del reactor acidogénico (a), del reactor metanogénico (b), y recirculación global (c).
porque los restos orgánicos no serán de gran tamaño, y debe ocupar poco espacio para trabajar
sin problemas en el laboratorio. La trituradora elegida es una desmenuzadora de cuchillas Rapid
AXT 2000 de marca Bosch con una potencia de 2.000 W, y una capacidad de corte de hasta
35 cm de diámetro (Figura 8.3(c)).
8.3.4
Bombas
Se necesitarán cuatro bombas peristálticas para el proceso. Su misión será la de proporcionar un caudal estable a los dos digestores. Como los reactores no son de un gran tamaño
y los tiempos de residencia serán altos, las bombas deberán poder suministrar volúmenes bajos. La bomba elegida es de la marca Watson Marlow, modelo 120S/DV (Figura 8.4(a)), con
velocidad variable capaz de suministrar caudales de 0,5 a 95 ml/min.
8.3.5
Contador de gas
Se ha seleccionado un contador de gas natural de la marca Actaris modelo G-4 7/8 (Figura
8.4(b)).
30
8.3.6
Quemador
El quemador se trata de un mechero Bunsen para gas natural, de la empresa Labopolis,
referencia M01.0093.00 (Figura 8.4(c)).
(a)
(b)
(c)
Figura 8.3: Tanque de almacenamiento (a), tanques de mezcla (b), y trituradora (c).
(a)
(b)
(c)
Figura 8.4: Bomba (a), contador de gas (b), y quemador (c).
8.3.7
Biodigestor
En el biodigestor se introduce la materia orgánica y se producirá la digestión anaerobia.
Para que opere de forma correcta, deberá ser hermético, con el fin de evitar la entrada de
aire y fugas del biogás producido y tener un fácil acceso para su mantenimiento. Como los dos
reactores operarán en régimen semicontinuo y el gas producido se medirá y llevará al quemador
acto seguido, no hará falta tomar medidas para evitar una sobrepresión en los recipientes. El
volumen seleccionado es de 2l para el reactor acidogénico y de 4l para el metanogénico, porque
como se pudo ver en la revisión de plantas, el TRH necesario en la fase metanogénica es mayor
que el de la acidogénica y por lo tanto el volumen requerido también lo será.
Reactores comerciales
Se han seleccionado dos reactores Parrinst, modelos 4532 y 4551 (Figuras 8.5(a) y 8.5(b)), de
2 y 4 litros de capacidad. Los dos reactores disponen de camisa térmica y agitación magnética.
31
El material con el que están fabricados es acero inoxidable T316, excelente para ácidos orgánicos
como el acético. Los reactores se acoplan a un carro para facilitar su desplazamiento.
Reactores artesanales
Se ha seleccionado la empresa Pobel, fabricante de material de laboratorio, para suministrar
los elementos necesarios para el diseño del reactor. Los digestores artesanales se basan en dos
reactores cilı́ndricos de vidrio de fondo plano de 2 y 4 litros de capacidad, referencias 802018
y 802022 (Figura 8.7(b)). Las dimensiones de cada reactor se muestran en la Tabla 8.3.
Capacidad (l)
Φboca (mm)
Φcuerpo (mm)
Altura (mm)
2
100
105
350
4
100
160
340
Tabla 8.3: Dimensiones de los reactores artesanales.
Cada reactor lleva acoplado una tapa de 100 mm de diámetro, ref. 806056, coincidente con
la boca de los dos reactores (Figura 8.6(c)). Las tapas son de 3 bocas, dos de ellas laterales, de
29 mm de paso cada una. En una boca lateral irá acoplado un adaptador con llave con salida
de 10 mm, ref. 251941, por donde se introducirá la alimentación (Figura 8.6(b)). En la otra
boca lateral irá un adaptador de termómetro, ref. 241851, con un termómetro para laboratorio
de 300 mm, ref. 241420, suficiente para llegar hasta la mezcla. En la boca central se acopla
un adaptador para entrada de gases, ref. 241044, con dos conductos de salida para el biogás
producido y para el efluente (Figura 8.6(a)). Por la boca de salida del biogás se ajusta otro
adaptador con llave con salida de 10 mm. Las tapas se cierran con una abrazadera de 100 mm
de diámetro, ref. 807014. Además serán necesarios clips para la sujeción de cada unión cónica
esmerilada, ref. CSEP 2932.
Los reactores son calentados y agitados por medio de un agitador magnético con calefacción,
ref. AGIM 0300 (Figura 8.7(a)). Está dotado de un panel de mandos frontal con interruptores
e indicadores luminosos, regulador electrónico de la temperatura desde +5o C hasta 380o C y
regulador de velocidad de 60 a 1.500 rpm.
(a)
(b)
Figura 8.5: Reactores comerciales. Carro con reactor (a) y reactor (b).
32
(a)
(b)
(c)
Figura 8.6: Componentes del reactor artesanal: adaptador de gases (a), adaptador con llave
(b), y tapa del reactor (c).
(a)
(b)
Figura 8.7: Componentes del reactor artesanal: agitador magnético (a) y reactor cilı́ndrico (b).
8.3.8
Tuberı́as, válvulas y reductores
Se necesitan 6 válvulas en T para todo el sistema. Éstas son necesarias para realizar las
diferentes combinaciones de recirculación y purga. Se seleccionan de la marca Burkle, con
referencia 8610-0001. Las mangueras que se emplearán en el sistema dependerán del tipo de
reactor empleado.
Reactores comerciales
Serán necesarias tres tipos diferentes de mangueras debido a las distintos diámetros de las
válvulas de entrada y de drenaje de los reactores y al diámetro requerido de las bombas. El
reactor de 2l tiene una válvula de conexión de 1/8” y una de drenaje de 3/8”. El reactor de
3,75l tiene una válvula de conexión de 1/4” y una de drenaje de 3/8”. La bomba seleccionada
acepta diámetros de manguera de hasta 1/5”, pudiéndose emplear mangueras de 1/8”. Se
eligen tuberı́as de silicona por ser quı́micamente resistentes y soportar altas temperaturas. La
empresa seleccionada ha sido Watson Marlow. Las siguientes referencias son para los diámetros
1/8”, 1/4” y 3/8” respectivamente: 913.A032.016 , 913.A064.016 y 913.A096.024.
Serán necesarios dos reductores en la instalación. La marca seleccionada es Burkle. Los
33
reductores se colocarán entre la salida del drenaje y la entrada a las bombas. Tienen que
reducir el diámetro de la manguera de 3/8” a 1/8”. La referencia es 8703-0408.
Reactores artesanales
En este caso sólo será necesario un tipo de manguera ya que todas las entradas y salidas
del reactor tienen un diámetro de 10 mm. Se elige de silicona como en el caso anterior. La
marca seleccionada es Burkle. La referencia es 8803-1015.
8.3.9
Tamiz
El purı́n es un sutrato muy heterogéneo en cuanto a tamaños de partı́cula se refiere, por
ello es necesario disponer de un tamiz para impedir el paso de las partı́culas más grandes
que puedan obstruir los conductos.Éste deberá ser mayor que la boca del tanque de mezcla
para poder apoyarlo sobre él.El recipiente seleccionado tiene un diámetro de boca de 300 mm.
Además su luz de malla deberá ser menor que el diámetro de manguera más reducido, es decir
1/8”.
Se ha seleccionado un tamiz de la marca Labopolis, de 400 mm de diámetro y una luz de
malla de 3,15 mm. La referencia es TM400/003150 (Figura 8.8(a)).
8.3.10
Sistema de respaldo eléctrico
Utilizando un sistema de alimentación ininterrumpida, SAI, se asegura el funcionamiento
del sistema aunque se produzca la caı́da del suministro eléctrico. Durante el suministro normal
de la red eléctrica toma parte de la corriente para cargar sus baterı́as internas y deja pasar el
resto de energı́a. Tras detectar una caı́da de la corriente en la red, proporciona 220 voltios en
su salida a partir de la energı́a previamente almacenada. Para elegir un SAI hay que tener en
cuenta que la potencia consumida del sistema debe ser menor que la nominal del propio SAI.
Reactores comerciales
Sumando las potencias máximas de salida de las bombas, 24W cada una, y de los reactores,
1.500W para el reactor de 2l y 2.250W para el de 4l, nos da un total de 3.846W.Se selecciona
un SAI con 4.200W de capacidad, del fabricante Phasac,modelo PH 9260.
Reactores artesanales
Para el digestor artesanal, la suma de las potencias máximas de salida de las bombas y de
los agitadores magnéticos, 500W cada uno, da un total de 1.096W. Se selecciona un SAI con
1.200W de capacidad, del fabricante Voltronic,modelo Arista 2000.(Figura 8.8(b)).
(a)
(b)
Figura 8.8: Tamiz (a) y SAI (b).
34
9
9.1
9.1.1
Metodologı́a. Ejemplo de operación
Fase de puesta en marcha
Inóculo
En la puesta en marcha del sistema es necesario contar con un inóculo de bacterias anaerobias que lleven a cabo la degradación. Se puede utilizar como inóculo lodos de depuradora. Éstos se pueden recoger de la Estación Depuradora de Aguas Residuales de La Cartuja
(Zaragoza). En sus digestores se produce la estabilización, vı́a anaerobia, de los fangos, a una
temperatura de 35o C.
En el caso de adoptar un sistema donde uno de los reactores opere en régimen termofı́lico,
el arranque puede llevarse a cabo incrementando la temperatura en un solo paso. Bousková
et al. [35] confirmaron que la mejor estrategia de arranque de los sistemas termofı́licos a
partir de inóculo mesofı́lico es el incremento directo de la temperatura, en contraposición con
la estrategia de incrementos escalonados de temperatura. Es preferible el incremento brusco
de temperatura, puesto que favorece la generación de verdaderos termófilos, en lugar de la
aparición de organismos mesofı́licos termotolerantes .
9.1.2
Alimentación
Para una mejor adaptabilidad del inóculo, la alimentación del sistema se inicia dos dı́as
después de comenzar a calentar el inóculo. En estos dos dı́as se mide el pH y la temperatura
para determinar la adecuación de los microorganismos al sistema. Después, la alimentación va
variando, comenzando con una mezcla de lodos sin digerir y digeridos. Las muestras de fango
fresco se obtienen de la cámara de mezcla de fangos espesados de la Estación Depuradora de
Aguas Residuales (EDAR). Se colectan con una frecuencia no mayor a 4 dı́as, pues un periodo
mayor entre muestreo acarrearı́a un descenso en el pH y un cambio en las caracterı́sticas de
sedimentación desfavorables al sistema [30].
Una vez cargados los reactores, se inicia el proceso de transferencia del reactor acidogénico
al metanogénico con un determinado caudal. Es recomendable empezar con un caudal bajo e ir
incrementándolo hasta conseguir el TRH deseado, por ejemplo comenzar con un TRH el doble
de lo diseñado. Si se produce un descenso en la producción de biogás en la fase metanogénica
es que dicho reactor carece de suficiente sustrato, por lo que se deberá incrementar el flujo.
El TRH del reactor acidogénico también deberá ser mayor al diseñado, por lo que el caudal
que entre al sistema será menor. Con esto se consigue una VCO menor, permitiendo a los
microorganismos una mayor capacidad de adaptación.
9.1.3
Evolución de la alimentación
Se ponen los dos rectores a digerir, con agitación y a la temperatura definitiva, hasta
conseguir una producción de gas estable, momento a partir del cual se comienza a alimentar
con la mezcla de purı́n y residuo. Paulatinamente se va sustituyendo parte de los lodos por la
mezcla, hasta llegar al momento considerado como inicio del experimento, en que se trata sólo
la mezcla. Una secuencia de cambios de la alimentación puede ser como muestra la Figura 9.1.
35
Figura 9.1: Evolución de la composición durante la puesta en marcha
En la fase 1, la alimentación consta de lodo digerido (75%) y sin digerir (25%), hasta que
se consiga una producción de biogás estable. El TRH de los dos reactores es el doble que el
diseñado. Una vez conseguido se pasa a la fase 2, sustituyendo el lodo sin digerir por la mezcla
de purı́n y residuo orgánico, pero manteniendo el mismo TRH. Cuando vuelva a estabilizarse
el biogás producido pasamos a la fase 3, donde se intercambian las proporciones del lodo y de
la mezcla, pasando ésta a constituir el 75% de la alimentación, reduciendo a su vez el TRH
de los dos reactores hasta el deseado. Cuando el sistema sea estable se termina la puesta en
marcha, pasando a la fase 4 o fase experimental.
El purı́n que se utiliza durante la puesta en marcha y a lo largo de todo el experimento
procede de una granja de la zona. Se recoge una vez al mes ya que es muy importante no almacenarlo demasiado tiempo, pues decae muy deprisa la productividad de biogás, al producirse
fermentaciones espontáneas. La procedencia del cosustrato con el que se mezcla el purı́n dependerá del tipo de residuo elegido. En el caso de residuos agrı́colas se eliminan los elementos de
mayor dureza y se cortan los trozos más grandes reduciéndolos con la trituradora hasta obtener
diámetros de entre 3 y 5 mm, que puedan pasar por los conductos. Como recordatorio, las
mangueras tienen un diámetro de paso de 10 mm. El purı́n y los restos orgánicos se depositan
en tanques de almacenamiento diferentes, ası́ se podrá variar la proporción de cada uno en la
alimentación.
9.1.4
Análisis
Además de controlar el caudal de biogás producido se deberá realizar una caracterización
del influente una vez por semana, realizando análisis de ST, SV, DQO y relación C:N. Esto
permitirá conocer con los ST y SV la VCO que se está introduciendo, realizar comparaciones
entre el biogás producido y el estimado gracias a la DQO y conocer si la proporción C:N es la
adecuada.
Si queremos una baja VCO inicial, se puede conseguir diluyendo la mezcla con agua o
incrementando la proporción de purı́n en la mezcla, ya que posee un menor porcentaje de ST
que otros residuos orgánicos. Hay que tener en cuenta que al incrementar la concentración
de SV en el sustrato se consigue una reducción en el pH, y esta reducción puede provocar la
inhibición de la reacción metanogénica.
Para conocer el rendimiento en la producción de biogás, comparamos el volumen de biogás
realmente producido con el estimado, midiendo la DQO a la entrada y a la salida de cada
reactor.
36
Si la relación C:N está por debajo del óptimo, esto es alrededor de 35:1, se puede incrementar
reduciendo la proporción de purı́n en la mezcla o añadiendo paja o glicerina al cosustrato.
9.2
Fase experimental
La fase de experimentación se considera desde el momento en que el sistema es alimentado
exclusivamente con la mezcla de purı́n y de cosustrato con las condiciones diseñadas. Los pasos
a realizar son:
1. Fijar un TRH para los dos reactores
Conociendo los volúmenes de los reactores calcularemos los caudales necesarios que hay
que suministrar. Según el porcentaje de recirculación y la configuración que se ha seleccionado, obtendremos los caudales de recirculación y purga necesarios en cada reactor.
2. Fijar una concentración de ST en los reactores
El sistema de dos fases puede operar en alta carga, por lo que la concentración de ST en
los reactores debe ser de al menos 22 g/l [30].
9.2.1
Cálculo de las cantidades a introducir de cada sustrato
Para calcular las cantidades que hay que introducir de cada sustrato al reactor se emplean
dos condiciones. La primera es la concentración de ST fijada y la otra es la relación C:N
óptima. Para conseguir una determinada concentración de ST en el reactor habrá que diluir
los dos sustratos con agua. Para calcular la relación C:N se realiza una media ponderada de
las relaciones de los sustratos. Ası́ quedarán:
[ST ]reactor =
mpurin · %STpurin + msustrato · %STsustrato
100 · 1l
mpurin · C : Npurin + msustrato · C : Nsustrato
mT
C:N=
(9.1)
(9.2)
siendo mpurin , msustrato y mT las masas del purı́n, sustrato y la masa total respectivamente.
9.2.2
Cálculo de la VCO
Conociendo el caudal Q0 , la concentración de ST en la alimentación y las proporciones de
cada sustrato, hallaremos la VCO mediante la expresión:
VCO =
[SV ]alim Q0
Vreactor
(9.3)
La concentración de SV en la alimentación será una media ponderada de las concentraciones
de SV de los sustratos. Gracias a los análisis realizados de SV de la alimentación conoceremos
las variaciones de la VCO que se pueden producir y si puede llegar a existir una sobrecarga en
el sistema.
9.2.3
Estimación del biogás generado
Para obtener la cantidad de biogás generado aplicamos la ecuación (6.10) de estimación de
biogás producido de Metcalf y Eddy [21],
VCH4 = 0, 35 [(S0 − S) Q − 1, 42Px ]
(9.4)
El volumen de gas generado dependerá del tipo de alimentación que se introduzca, de
la cantidad de sustrato eliminado, del caudal introducido y de la masa de microorganismos
producidos diariamente.
37
9.3
Ejemplo de operación
En este apartado se realizan los cálculos necesarios para tratar un tipo de alimentación
dada fijando un TRH, una temperatura de operación y un porcentaje de recirculación. Los
valores a calcular son los caudales de alimentación a los dos reactores, las cantidades a suministrar de cada sutrato, la VCO y la energı́a necesaria para mantener en funcionamiento el
sistema. Por último, se estima el biogás que se producirá en esas condiciones. Supongo que el
proceso se efectúa con la tecnologı́a TPAD, es decir, en dos fases de temperatura. La primera
fase acidogénica se desarrolla bajo temperatura termofı́lica, y la segunda metanogénica bajo
temperatura mesofı́lica. La alimentación se compone de purı́n de cerdo y residuos de fruta, y
se añade glicerina para compensar la relación C:N. Se fijan unos TRH de 2 dı́as para el reactor
acidogénico y de 10 dı́as para el metanogénico. La concentración de ST en los reactores debe
estar entre 22 g/l y 28 g/l para que se desarrolle en alta carga. Por último, quiero que la
relación C:N sea de 35:1, dado que es la proporción óptima.
9.3.1
Caudal de alimentación
Conociendo el volumen de cada digestor y sus TRH, aplicando la ecuación de determinación
del volumen del tanque 6.9, obtenemos los valores mostrados en la Tabla 9.1.
Reactor
Volumen (l) TRH (dı́as) Caudal (l/dı́a)
Acidogénico
2
2
1
Metanogénico
4
10
0, 4
Tabla 9.1: Caudales de entrada a los reactores.
9.3.2
Recirculación
En un sistema en serie, para conseguir diferentes caudales a tratar en cada reactor es
necesario purgar y/o recircular los lodos. La recirculación tiene como ventajas adaptar la
alimentación a las condiciones del reactor, evitando cambios bruscos de temperatura o pH, y
mejorar la estabilidad del sistema. Como inconveniente presenta la disminución del caudal a
tratar. Se define el porcentaje de recirculación como:
R
A
donde R es el caudal de recirculación y A el de alimentación al reactor.
%R = 100
(9.5)
En el trabajo analizado se realiza una recirculación de los lodos en el reactor metanogénico,
como se indica en la Figura 9.2. Esto tiene como ventaja el poder tratar un mayor caudal
de residuos en comparación con otras configuraciones de recirculación, además se consigue
aumentar el tiempo de retención de los lodos del reactor metanogénico, lo que hará que aumente
la velocidad de consumo de sustrato, y por lo tanto la producción de biogás.
Figura 9.2: Caudales de las corrientes de diseño.
38
9.3.3
Cantidades a suministrar de cada sustrato en la alimentación
Para calcular las cantidades a suministrar de cada sustrato primero debemos conocer sus
propiedades, que se muestran en la Tabla .
Residuo
ST (%)
SV (% de ST)
C:N
DQO gO2 /kg
Purı́n de cerdo
3
80
10 : 1
82, 5
Residuos de fruta
15
75
35 : 1
480
Glicerina
97
92
2100 : 1
1697
Tabla 9.2: Propiedades de los sustratos.
Podemos observar cómo la relación C:N de la mezcla purı́n más fruta va a resultar insuficiente para alcanzar la proporción de 35:1 fijada, debido al mayor contenido en nitrógeno
del purı́n. Por ello tendremos que añadir glicerina a la mezcla, que tiene una relación C:N de
2.100:1, lo que hará que la concentración de ST en el reactor varı́e, ya que la glicerina tiene un
97,4% de ST. Las expresiones (9.1) y (9.2) quedan:
[ST]reactor =
mpurin · %STpurin + mfruta · %STfruta + mglicerina · %STglicerina
100 · 1l
(9.6)
mpurin · C : Npurin + mfruta · C : Nfruta + mglicerina · C : Nglicerina
(9.7)
100 · 1l
Contamos con dos ecuaciones con tres incógnitas, que son las cantidades de cada compuesto
que vamos a añadir, por lo que habrá que fijar una de las variables. Ésta será la cantidad de
purı́n. Definiendo a, b y c como las cantidades de purı́n, fruta y glicerina respectivamente y
tomando para los ST del reactor 22 g/l y para la relación C:N el valor de 35:1,
[C : N] =
22 = 0, 03a + 0, 15b + 0, 97c
35 =
que resolviendo queda
b=
10a + 35b + 2100c
a+b+c
22 − 0, 042a
,
0, 15
c=
25
a
2065
(9.8)
(9.9)
(9.10)
Tenemos un lı́mite en la cantidad que podemos suministrar de purı́n por litro de mezcla si
queremos añadir la pulpa y es:
22 − 0, 042a = 0 → a = 524g
(9.11)
Si queremos una proporción determinada de purı́n en la mezcla, por ejemplo del 85%, las
cantidades a suministrar de cada sustrato por litro serán:
0, 85 =
a
a+b+c
Residuo
Cantidad (g)
Purı́n
330
Pulpa de pera
54
Glicerina
4
Tabla 9.3: Cantidades a suministrar para una concentración de purı́n del 85%.
39
(9.12)
Considerando la densidad del purı́n y de la pulpa como 1000 g/l y la de la glicerina 1260
g/l, el volumen de agua a añadir para conseguir un litro de mezcla será:
54
4
330
+
+
= 0, 61l
(9.13)
Vagua = 1 −
1000 1000 1260
9.3.4
Velocidad de carga orgánica
Para calcular las velocidades de carga orgánica (VCO) de cada reactor debemos conocer
las concentraciones de SV a la entrada de cada uno de ellos. En el primero lo hallamos como
la suma de los SV de cada sustrato, multiplicando las cantidades por los porcentajes en SV
de cada sustrato según la Tabla 9.2. En el reactor metanogénico lo estimamos a partir del
porcentaje de eliminación de SV del reactor acidogénico del trabajo de Cisneros Ortiz [27],
cuyo valor es el 17%.
Para el reactor acidogénico,
[SV]alim = 330 · 0, 03 · 0, 8 + 54 · 0, 15 · 0, 75 + 4 · 0, 97 · 0, 92 = 10, 4 g de SV/l
VCO =
10, 4 · 1
= 5, 2 g de SV/lreactor · d
2
(9.14)
(9.15)
Para el metanogénico
[SV]alim = 10, 4 · 0, 87 = 9, 1 g de SV/l
(9.16)
9, 1 · 0, 4
= 0, 9 g de SV/lreactor · d
(9.17)
4
Estas VCO están en consonancia con las aparecidas en el trabajo de Palatsi J. [25],donde
en el reactor acidogénico se introducen velocidades de 2 − 3 g SV /l reactor por dı́a.
VCO =
9.3.5
Biogás generado
La cantidad de materia orgánica eliminada en cada reactor la estimo de forma teórica y
experimental. De esta manera se obtendrán dos cantidades de biogás diferentes.
Biogás teórico
La concentración de materia orgánica a la entrada del primer reactor, S0 , se considera igual
a la DQO de la alimentación. En el reactor acidogénico, la DQO de entrada se calcula como
la suma de las DQO de cada cada sustrato:
[S]0 = mpurin · %DQ0purin + mfruta · %DQOfruta + mglicerina · %DQOglicerina
S0 = 82, 5 · 0, 330 + 480, 7 · 0, 054 + 1697 · 0, 004 = 60 g O2 /l
(9.18)
(9.19)
Para el reactor metanogénico, este parámetro es una media ponderada entre la concentración de salida del primer reactor y la concentración de la recirculación, es decir:
S0 =
Ss Qs + SQr
Qs + Qr
(9.20)
donde Ss es la concentración de sustrato a la salida del primer reactor, Qs el caudal de entrada al
sistema, es decir, el caudal de salida del primer reactor, y Qr , el caudal de reciclo. Finalmente,
la cantidad de materia orgánica, S, que sale de cada reactor se calcula a partir de la expresión
(6.8).
40
La concentración de la biomasa que accede al segundo reactor es de nuevo una media
ponderada, que, debido a la recirculación, se calcula de la siguiente manera:
X0 =
Xs Qs + XQr
Qs + Qr
(9.21)
siendo Xs = 0 la concentración de microorganismos metanogénicos del primer reactor y X la
concentración de microorganismos metanogénicos en el segundo reactor, que se obtiene a partir
de la expresión (6.7).
Por otro lado, la cantidad diaria de biomasa generada, Px , será el producto del caudal
diario entrante y de la diferencia entre la biomasa que sale y la biomasa que entra.
El tiempo de retención celular, θc , coincide con el θh en el primer reactor porque no existe
recirculación. En el segundo reactor hay que realizar un balance de masa a la biomasa para
determinar θc ,
dX
= Qp X
(9.22)
dt
siendo V el volumen del reactor metanogénico, dX/dt la velocidad de producción de microorganismos metanogénicos y Qp el caudal de purga, que coincide con el caudal de entrada al
sistema. Considerando que la concentración de organismos metanogénicos a la salida del reactor acidogénico es despreciable, Xs = 0, y sustituyendo en dX/dt la ecuación de Heukelekian
(6.2), queda:
QS Xs + V
µm S
Qs
− kd =
ks + S
V
(9.23)
1
Qs
=
θc
V
(9.24)
con lo que
Suponiendo una recirculación del 40%, el caudal de entrada al sistema QS será de 0, 24l/d,
y por tanto el θc del segundo reactor será de 16, 7 dı́as.
Los coeficientes cinéticos para cada una de las dos fases aparecen en la Tabla 9.4, adaptada a
partir de [29]. La temperatura de referencia era de 35o C, por lo que para el reactor acidogénico
se han calculado considerando su variación según la temperatura por la expresión (6.5).
Bacterias
µm d−1
Acidogénicas
Metanogénicas
Y (g de SSV/g de DQO)
ks (g de DQO/l)
kd d−1
7, 2
0, 17
0, 6
6, 7
3, 4
0, 05
0, 4
0, 04
Tabla 9.4: Coeficientes cinéticos para cada tipo de bacterias.
La concentración de sustrato a la entrada y salida de cada reactor, S0 y S, la concentración
de biomasa, X, la cantidad de biomasa producida diariamente, Px , y el volumen de biogás
producido, VCH4 , de los dos reactores se presentan en la Tabla 9.5. De acuerdo con dichos
valores el volumen total de biogás estimado teóricamente es de 9, 3l/d.Como el volumen total
de los dos reactores es de 6 l, la producción diaria por unidad de volumen es de 1, 6l/d · ld ig.
41
Reactor
Acidogénico
Metanogénico
S0
(g de DQO/l)
60
25, 6
S
(g de DQO/l)
42, 7
12, 1 · 10−3
X0
(g de SSV/l)
0
0, 51
X
(g de SSV/l)
0, 21
1, 28
Q
(l/d)
1
0, 4
PX (g de SSV/d)
0, 21
0, 31
VCH4 (l/d)
5, 9
3, 4
Tabla 9.5: Valores obtenidos teóricamente en los dos reactores.
Biogás experimental
Para estimar el biogás producido de manera experimental me baso en los porcentajes de
eliminación de DQO del estudio de codigestión en dos fases realizado en la tesis de Montes
Carmona [30]. Las principales caracterı́sticas se muestran en la Tabla 9.6.
Reactor
V (l)
Ta (o C)
TRH (dı́as)
%DQOeliminada
Acidogénico
100
20
7, 5
28, 9
Metanogénico
100
35
25
45, 6
Tabla 9.6: Principales caracterı́sticas del estudio.
Las principales diferencias con mi proyecto son la temperatura de la fase ácida y los tiempos
de retención. La menor temperatura de la fase ácida hará que se desarrollen de forma más lenta
los microorganismos, y por lo tanto se elimine una cantidad menor de sustrato, bajando el %
de DQO eliminada, pero esto se compensa por un mayor tiempo de retención (7,5 dı́as frente a
2). En la fase metanogénica la temperatura es la misma que la supuesta en mi trabajo, siendo
el tiempo de retención mayor, 25 dı́as frente a 10, pero al no existir recirculación el tiempo de
retención celular se acerca al calculado anteriormente, 25 dı́as frente a 16,7.
Las concentraciones de sustrato a la salida de los dos reactores se calcula de la siguiente
manera, considerando la DQOelim en tanto por uno:
S = (1 − DQOelim ) S0
(9.25)
Con éstas calculo la biomasa producida en cada uno de ellos, hallando finalmente la cantidad
de biogás generado diariamente.
Para calcular las concentraciones de sustrato y biomasa entrantes al segundo reactor procedo de la misma forma que en la estimación teórica, haciendo uso de las expresiones (9.20) y
(9.21). Sustituyendo en la ecuación (9.25) obtenemos
Ss Qs + SQr
Qs + Qr
(9.26)
Ss Qs (1 − DQOelim )
Qs + Qr DQOelim
(9.27)
S = DQOelim
que reordenando queda
S=
Ası́ pues los principales parámetros y el biogás generado experimentalmente serı́an los
mostrados en la Tabla 9.7. El volumen diario de biogás generado experimentalmente es de 7, 9
42
l/d. La producción diaria por unidad de volumen es de 1, 3l/d · ld ig.La principal diferencia
que se observa con respecto al estimado teóricamente, además de ser inferior, es la aportación
del reactor metanogénico. Aunque la aportación de biogás deberı́a ser mayor para el reactor
metanogénico que para el acidogénico, la menor cantidad generada por este reactor se corresponde al caudal que trata con respecto al reactor acidogénico y a la recirculación que en él
se produce.El volumen producido de biogás es ligeramente superior al obtenido en el estudio
de la codigestión de purines de cerdo,SPA y glicerina [25],y puede ser debido a la mayor VCO
introducida y al tratamiento en termofı́lico del reactor acidogénico.
Reactor
Acidogénico
Metanogénico
S0
(g de DQO/l)
60
32, 7
S
(g de DQO/l)
42, 66
17, 8
X0
(g de SSV/l)
0
0, 3
X
(g de SSV/l)
0, 22
0, 75
Q
(l/d)
1
0, 4
PX (g de SSV/d)
0, 22
0, 18
VCH4 (l/d)
5, 9
2, 0
Tabla 9.7: Valores experimentales en los dos reactores.
9.3.6
Energı́a requerida
Se necesitará aportar calor para adecuar la temperatura de la alimentación a la del primer
reactor, y para evitar las pérdidas producidas en los dos digestores. En el caso del segundo
reactor, la alimentación aportará energı́a al sistema, ya que mientras el reactor acidogénico trabaja a 55o C, el metanogénico lo hace a 35o C. Si se realiza la recirculación de lodos únicamente
en el reactor metanogénico, la energı́a que aporte la alimentación será en función del porcentaje
de recirculación.Además, si queremos contar con un sistema en continuo habrá que sumar la
energı́a necesaria para mantener las bombas en funcionamiento.
Calor requerido para la alimentación
Para determinar la aportación de energı́a necesaria para elevar la temperatura de entrada
de las corrientes se aplica la ecuación (6.11). Se considera que el porcentaje de recirculación
del segundo reactor es del 40%, dato similar al empleado por X.Gómez [24]. Esto hace que la
temperatura de entrada al segundo reactor sea:
Ta = 0, 6T1 + 0, 4T2
(9.28)
donde T1 es la temperatura del digestor en el reactor acidogénico y T2 la temperatura en el
metanogénico. Considerando la densidad de la mezcla ρa = 1000kg/m3 , el calor especı́fico
como cp = 4, 18kJ/kg o C y la temperatura de entrada al primer reactor Ta = 25o C, obtenemos
los valores presentados en la Tabla 9.8.
Reactor
Qentrada (l/dı́a)
Tentrada (o C)
Tdigestor (o C)
Ha (kJ/dı́a)
Ha (W )
Acidogénico
1
25
55
125, 4
1, 4
Metanogénico
0, 4
47
35
−20, 1
−0, 2
105, 3
1, 2
Total
Tabla 9.8: Calor requerido en la alimentación.
43
Calor requerido para suplir las pérdidas
En este caso, calculo la energı́a que hay que suministrar para suplir las pérdidas del digestor
formado por los dos reactores de vidrio. Para ello primero tengo que conocer U, coeficiente
integral de transmisión de calor. Considero que la única transferencia de calor producida es a
través de las paredes cilı́ndricas del reactor. La conductividad termica del vidrio, k, es de 1
W/m · K, y el coeficiente convectivo aire-vidrio, h, es 5 W/m2 K. La temperatura exterior se
considera de 25o C, y las pérdidas correspondientes a cada reactor se calculan por medio de las
ecuaciones (6.12) y (6.13). Los resultados se presentan en la Tabla 9.9.
Reactor
Acidogénico
Metanogénico
0, 35
0, 34
52, 5
80, 0
49, 5
77, 0
0, 12
0, 18
55
35
U A (W/K)
0, 57
0, 87
Hp
17, 1
8, 7
L
(m)
rext
rint
Aml
m · 10−3
m · 10−3
m2
Tint (o C)
(W )
Tabla 9.9: Calor requerido debido a pérdidas.
Energı́a necesaria para el funcionamiento de las bombas
A la energı́a que hay que aportar para mantener la temperatura constante en los reactores
hay que sumarle la requerida para el funcionamiento de las bombas. Según las especificaciones
de diseño, la bomba 120S/DV de Watson Marlow tiene un consumo aproximado de 24 W a
30o C, por lo que las 4 bombas consumirán 96 W.
La potencia total que habrá que suministrar, considerando el calor requerido en la alimentación, el suministrado para suplir las pérdidas y el necesario para el funcionamiento de
las bombas es de 1, 2W + 17, 1W + 8, 7W + 96W = 123W , que se corresponde con un consumo
diario de energı́a en kWh de
0, 123kW · 24h/dı́a = 2, 95kW h
44
(9.29)
10
Operación y control de los procesos anaerobios
El objetivo básico del digestor es mantener la mayor actividad bacteriana posible. La
cantidad de microorganismos retenidos depende, en gran medida, de la configuración y diseño
del digestor; el estado en que se encuentren y lograr un flora equilibrada es función de los
parámetros de operación. Las condiciones más adecuadas se presentan en la Tabla 10.1 [31].
Medida
Objetivo
DQO
Intervalo de
variación
aceptable
Frecuencia
+100%
diario
Nutrientes C:N:P
500 : 15 : 5
3 veces por semana
Cationes
Según elemento
(ver Tabla 4.5)
semanal
ST
SV
22 - 28 g/lreactor
1 - 10 g/lreactor d
Namoniacal
< 2, 5g/l
Temperatura (o C)
Mesófilo 35 - 37
Termófilo 50 - 60
±1, 0
±0, 5
diario
pH
Acidogénesis 6, 2 - 6, 5
Metanogénesis 6, 5 - 7, 5
±5%/dı́a
diario
Alcalinidad
> 2500 mgCaCO3 /l
diario
AGV
< 250ppm
diario
Gas producido
60 - 75% en CH4
25 - 35% en CO2
+100% para SV
2 veces por semana
3 veces por semana
±20% dı́a
diario, composición
3 veces por semana
Tabla 10.1: Parámetros operacionales de los procesos anaerobios.
Demanda biológica de oxı́geno
La demanda quı́mica de oxı́geno (DQO) es un parámetro que representa indirectamente
el contenido de materia orgánica de un residuo a través del oxı́geno necesario para oxidar
quı́micamente (DQO) la materia orgánica. Por tanto, al analizar el contenido de DQO del
sustrato que estamos introduciendo en el digestor y la materia obtenida tras la digestión podemos comprobar en qué medida se está eliminando la materia orgánica en nuestro digestor.
Con el análisis de la DQO podemos estimar el biogás generado y compararlo con el realmente
producido para calcular la eficiencia del sistema. El análisis se debe realizar diariamente, a la
entrada del primer reactor, a su salida y a la salida del reactor metanogénico (Ver anexo).
Determinación de C, N y P
Con los análisis cuantitativos del C, N y P podemos conocer la relación de proporciones
existentes entre ellos y comprobar si se ajusta con el óptimo. Los purines de cerdo contienen
altas cantidades de nitrógeno, por lo que para cumplir la relación C:N se puede añadir paja de
cereales o glicerina para aumentar la concentración de carbono. Los análisis se realizan a la
alimentación que va a entrar al primer reactor, tres veces por semana (ver anexos).
Sólidos totales y sólidos volátiles
Analizar la concentración de ST y SV de la alimentación nos permitirá conocer, por las
cantidades de mezcla que estamos introduciendo, la VCO que alimenta al reactor, y por lo
45
tanto podremos evitar sobrecargas en el sistema que produzcan un incremento en la relación
AGV/alcalinidad. Los análisis se deben realizar de manera periódica, 2 veces por semana,
porque las concentraciones pueden variar de una muestra a otra y con el paso del tiempo (ver
anexo).
Nitrógeno amoniacal
Los residuos ganaderos contienen altas concentraciones de compuestos nitrogenados. Los
principales microorganismos afectados por esto son los metanogénicos. El efecto inhibitorio del
amonio parece aumentar a pH alcalinos y a altas temperaturas. Como la temperatura del reactor está fijada, además de disminuir el pH, se puede incrementar la relación C:N disminuyendo
la proporción de purı́n o añadiendo paja o glicerina a la mezcla.
pH
El pH se controla diariamente en los dos digestores mediante un pH-metro, agregando
disoluciones de NaOH o HCl si hay que subir o bajar el pH, para mantenerlo entre 6,2 y 6,5
en el reactor acidogénico y entre 6,5 y 7,5 en el metanogénico. Ası́ se evitan variaciones que
pudiesen afectar al crecimiento de la biomasa y se favorece el óptimo funcionamiento de cada
una de las etapas en el sistema.
Relación de ácidos volátiles/alcalinidad
La relación ácidos volátiles/alcalinidad es la clave del funcionamiento óptimo del digestor.
Lo deseable es que la capacidad tampón del sistema sea alta, es decir, que la relación AGV/alcalinidad
sea baja, entre 0 y 0,1. Cuando la relación llega a 0,8 o más, el pH comienza a descender,
por lo que es un indicador más rápido que el pH, puesto que éste cambiará cuando ya se haya
roto la capacidad tampón del sistema. El aumento de la concentración de AGV puede venir
producido por una sobrecarga de la alimentación o por una inhibición de las metanobacterias.
Algunas medidas a tomar para reducir su concentración pueden ser la disminución de la VCO,
diluyendo la alimentación, o aumentar el TRH, disminuyendo el caudal.
Un ejemplo de procedimiento de control consiste en medir la relación AGV/alcalinidad
al menos 3 veces por semana (ver anexos), dibujar la curva de variación de esta relación en
función del tiempo y observar si se producen evoluciones perjudiciales.
Composición del biogás, CH4 y CO2
Los análisis a la composición del biogás ayuda a conocer el estado del digestor (ver anexos).
En condiciones normales, el CO2 debe estar entre el 25 y el 35% del gas producido. La
producción de biogás bajará cuando el digestor deje de funcionar correctamente.
46
11
Presupuesto
11.1
Inversión
11.1.1
Opción A: Reactores comerciales
La inversión necesaria en equipos y accesorios para la opción de reactores comerciales se
detalla en la Tabla 11.1.
Material
Cantidad Precio (e) Importe (e) Fuente
Tanque de almacenamiento
3
18, 38
55, 14 Presupuesto de Sunbox
Tanque de mezcla
1
22, 40
22, 40 Presupuesto de Sunbox
Trituradora
1
279, 00
Bomba peristálica
4
893, 82
Presupuesto de Técnica de
3.575, 28 Fluidos
Contador de gas
1
98, 00
98, 00 www.tiendadegasnatural.es
Quemador
1
18, 50
18, 50 www.labopolis.com
Reactor 2l
1
26.299
26.299 Presupuesto de Biometa
Reactor 4l
1
35.024
35.024 Presupuesto de Biometa
Material
279, 00 www.bosch-pt.es
Cantidad Precio (e) Importe (e) Fuente
Tuberı́a
3
47, 16
Presupuesto de Técnica de
141, 48 Fluidos
Válvula de tres vı́as
6
49, 55
297, 30 www.buerkle.es
Reductor
2
11, 45
22, 90 www.buerkle.es
Tamiz
1
130, 00
SAI
1
1.729, 07
130, 00 www.labopolis.com
1.729, 07 www.todosai.com
Total (sin IVA)
67.692, 07
Total (21% IVA)
81.907, 40
Tabla 11.1: Coste de los materiales para la opción A.
11.1.2
Opción B: Reactores artesanales
La inversión necesaria en equipos y accesorios para la opción de reactores artesanales se
detalla en la Tabla 11.2.
47
Material
Cantidad Precio (e) Importe (e) Fuente
Tanque de almacenamiento
3
18, 38
55, 14 Presupuesto de Sunbox
Tanque de mezcla
1
22, 40
22, 40 Presupuesto de Sunbox
Trituradora
1
279, 00
Bomba peristálica
4
893, 82
Presupuesto de Técnica de
3575, 28 Fluidos
Contador de gas
1
98, 00
98, 00 www.tiendadegasnatural.es
Quemador
1
18, 50
18, 50 www.labopolis.com
Reactor 2l
1
243, 59
243, 59 Presupuesto de Pobel
Reactor 4l
1
358, 75
358, 75 Presupuesto de Pobel
Tapa reactor
2
222, 43
444, 86 Presupuesto de Pobel
Adaptador con llave
4
45, 3
181, 20 Presupuesto de Pobel
Adaptador de gases
2
60, 99
121, 98 Presupuesto de Pobel
Adaptador de termómetro
2
24, 15
48, 30 Presupuesto de Pobel
Termómetro
2
2, 86
5, 72 Presupuesto de Pobel
Abrazadera
2
400, 07
800, 14 Presupuesto de Pobel
Clip
8
4, 7
37, 60 Presupuesto de Pobel
Agitador magnético
2
253, 02
506, 04 Presupuesto de Pobel
Tuberı́a
3
47, 16
141, 48 www.buerkle.es
Válvula de tres vı́as
6
49, 55
297, 30 www.buerkle.es
Tamiz
1
130, 00
130, 00 www.labopolis.com
SAI
1
247, 23
247, 23 www.todosai.com
279, 00 www.bosch-pt.es
Total (sin IVA)
7.511, 03
Total (21% IVA)
9.088, 35
Tabla 11.2: Coste de los materiales para la opción B.
11.2
Estimación del coste energético anual
Para estimar el coste energético anual tomo como referencia la potencia necesaria para
mantener en funcionamiento el sistema del ejemplo de operación.
Consumo diario (kW h)
2, 95
1
Precio electricidad (e/kW h)
0,142208
Coste energético anual (e)
153, 1
Tabla 11.3: Coste energético anual. 1 Precio de la tarifa de último recurso aplicable a partir
del 1 de Junio de 2012 para la modalidad sin discriminación horaria.
48
12
Conclusiones
Se ha diseñado una configuración de un biodigestor con dos rectores en serie, donde en
cada uno de ellos se optimiza una fase, acidogénica en el primer reactor y metanogénica en
el segundo. Se consideran dos alternativas en el proyecto. En la primera se han seleccionado
reactores comerciales y en la segunda los digestores han sido configurados a partir de diferente
material de laboratorio. El resto de materiales del biodigestor se han elegido para cumplir con
el objetivo de digerir mezclas de purines de cerdo con otros residuos, como la trituradora, el
tamiz o los tanques de almacenamiento.
Se han determinado los parámetros de operación que afectan al sistema. En un digestor
de laboratorio, por cuestiones de espacio, viene fijado el volumen del reactor, por lo que la
primera variable a calcular será el caudal de la alimentación. Al ser un sistema de dos fases,
para conseguir diferentes TRH en cada reactor habrá que recircular y/o se purgar parte de la
salida. El sistema ha sido diseñado para poder realizar diferentes combinaciones a la hora de
recircular los lodos, según la posición de las válvulas que se encuentran a lo largo del circuito.
Además del caudal y el TRH, existen otros parámetros operacionales importantes. Por ello
se recogen los análisis a realizar, sus frecuencias de medida y los valores más adecuados de
operación. Además se ofrecen soluciones a posibles desviaciones de los valores esperados.
Cuando se opere en el digestor hay que tener en cuenta la alimentación de la puesta en
marcha del sistema. En la fase experimental es importante fijarse unos pasos a seguir para
determinar las variables que afectarán a nuestro sistema. En un proceso de codigestión es
importante conocer las cantidades a introducir de cada sustrato, ya que determinará la VCO
de los reactores, y por lo tanto poder evitar sobrecargas en el sistema, con lo que podremos
controlar la relación AGV/alcalinidad, clave en el funcionamiento del proceso.
Se ha realizado un ejemplo de operación, bajo unas determinadas condiciones de partida,
para mostrar paso a paso los cálculos a realizar para determinar los parámetros operacionales
más importantes. Se ha comprobado que los purines de cerdo tienen una baja relación de C:N,
por lo que puede ser necesario añadir un sustrato que incremente esa relación, como puede ser
la glicerina.
Por último, se ha realizado una evaluación económica de las dos alternativas consideradas.
Considerando por un lado la gran diferencia en la inversión entre ellas y por otro el escaso
mantenimiento que necesita el digestor artesanal, puede concluirse que desde el punto de vista
económico resulta mucho más rentable la construcción de un digestor a partir de material de
laboratorio.
El biodigestor anaerobio propuesto puede servir para nuevos proyectos, realización de
prácticas u otros estudios que se quieran realizar en él. Serı́an interesantes los siguientes
estudios:
• Estudio de la digestión a distintas temperaturas y TRH. Se pueden realizar distintos
experimentos variando las temperaturas y los TRH en valores diferentes a los analizados
en este trabajo, evaluando la cantidad y calidad del biogás obtenido.
• Optimización en la codigestión de diferentes sustratos.Partiendo de un tipo de residuo,
podemos analizar las condiciones óptimas de digestión cuando se mezcla con diferentes
sustratos, variando los parámetros que afectan al sistema.Por ejemplo, se podrı́a comenzar con cantidades bajas del cosustrato a añadir, hasta conocer las proporciones más
adecuadas. Después se estudiarı́a la influencia de la temperatura, para determinar el
rango más adecuado de cada fase.Por último, se podrı́a estudiar cómo afectarı́a añadir
otros sustratos a la mezcla para compensar posibles carencias de nutrientes.
49
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[52] www.iea.org
52
Índice de Tablas
4.1
4.2
4.3
4.4
4.5
5.1
7.1
7.2
7.3
8.1
8.2
8.3
9.1
9.2
9.3
9.4
9.5
9.6
9.7
9.8
9.9
10.1
11.1
11.2
11.3
Composición y propiedades del biogás. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Producción de biogás de algunos residuos agroindustriales. . . . . . . . . . . . .
Rangos de temperatura y tiempos de retención para la fermentación anaerobia.
Concentraciones inhibidoras de cationes. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Caracterı́sticas de mezclas entre purines de cerdo y vacuno con diferentes cosustratos. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Caracterı́sticas de los digestores de biomasa suspendida. . . . . . . . . . . . . .
Producciones de biogás para diferentes mezclas. . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Amonio producido y biogás acumulado para las diferentes mezclas. . . . . . . .
Parámetros del funcionamiento de las dos configuraciones. . . . . . . . . . . . .
Nomenclatura de equipos. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Descripción del flujo. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Dimensiones de los reactores artesanales. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Caudales de entrada a los reactores. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Propiedades de los sustratos. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Cantidades a suministrar para una concentración de purı́n del 85%. . . . . . . .
Coeficientes cinéticos para cada tipo de bacterias. . . . . . . . . . . . . . . . . .
Valores obtenidos teóricamente en los dos reactores. . . . . . . . . . . . . . . .
Principales caracterı́sticas del estudio. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Valores experimentales en los dos reactores. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Calor requerido en la alimentación. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Calor requerido debido a pérdidas. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Parámetros operacionales de los procesos anaerobios. . . . . . . . . . . . . . . .
Coste de los materiales para la opción A. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Coste de los materiales para la opción B. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Coste energético anual . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
8
9
12
15
16
17
24
25
25
28
29
32
38
39
39
41
42
42
43
43
44
45
47
48
48
Índice de Figuras
4.1
4.2
5.1
5.2
5.3
6.1
8.1
8.2
8.3
8.4
8.5
8.6
8.7
8.8
9.1
9.2
Etapas en la producción de metano a partir de residuos orgánicos. . . . .
Producción volumétrica de gas para un reactor de mezcla completa. . . .
Tanque de almacenamiento y reactor de mezcla completa . . . . . . . . .
Reactor de contacto y reactor de dos fases . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Reactor de lecho expandido . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Esquema de un proceso anaerobio. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Diagrama de flujo de la planta. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Recirculación del reactor acidogénico, metanogénico, y recirculación global
Tanque de almacenamiento, tanques de mezcla y trituradora . . . . . . .
Bomba, contador de gas y quemador . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Reactores comerciales. Carro con reactor y reactor . . . . . . . . . . . . .
Adaptador de gases, adaptador con llave y tapa del reactor . . . . . . . .
Agitador magnético y reactor cilı́ndrico . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Tamiz (a) y SAI (b). . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Evolución de la composición durante la puesta en marcha . . . . . . . . .
Caudales de las corrientes de diseño. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
53
.
.
.
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.
11
14
17
18
18
20
28
30
31
31
32
33
33
34
36
38
Glosario de términos
2PAD
AGV
Biogás
Biomasa
Co-digestión
DQO
TPAD
TRC
TRH
VCO
Two Phase Anaerobic Digestión . Sistema de digestión en dos fases que incluye una primera
etapa en la que se lleva a cabo la hidrólisis y la acidogénesis del residuo, seguida de una
segunda etapa para la estabilización a través de la metanogénesis.
Ácidos Grasos Volátiles. Se consideran AGV el ácido fórmico, el acético, el propiónico,
el butı́rico, el isobutı́rico, el 2 -metil butı́rico, el valérico, el isovalérico, el caproico y el
caprı́lico. Los ácidos acético, propiónico y butı́rico son los que se producen en mayor
cantidad durante la fermentación anaerobia.
Gas que se obtiene mediante procesos de descomposición de restos orgánicos en las plantas
de tratamiento de estos restos. Contiene CH4 y CO2 principalmente, y pequeñas proporciones de otros gases, como H2 , H2 S y NH3 .
La biomasa es la energı́a solar convertida por la vegetación en materia orgánica. Esa
energı́a se puede recuperar por combustión directa o transformando la materia orgánica
en otros combustibles.
La co-digestión es la digestión conjunta de dos o más substratos diferentes . La ventaja
principal radica en el aprovechamiento de la sinergia de las mezclas, compensando las
carencias de cada uno de los substratos por separado.
Demanda Quı́mica de Oxı́geno. Parámetro que mide la cantidad de materia orgánica
susceptible de ser oxidada por medios quı́micos que hay en una muestra. Se expresa en
mg O2 /l.
Temperature-Phased Anaerobic Digestion . Proceso de digestión anaerobia en dos fases de
temperatura . Comprende una etapa inicial termofı́lica, seguida por una etapa mesofı́lica.
Tiempo de Retención Celular o Edad de Lodos. Tiempo medio de residencia celular en
un reactor . Es la relación entre la masa de microorganismos existente en el sistema y la
masa de microorganismos eliminados por unidad de tiempo.
Tiempo de Retención Hidráulico. Tiempo de permanencia del agua residual en el sistema.
Velocidad de Carga Orgánica. Es el producto de la concentración de DQO de un determinado contaminante por el caudal.
54
A
Análisis a realizar
A.1
Demanda quı́mica de oxı́geno (DQO)
Para cuantificar la DQO se utiliza el método 5220B propuesto en Standard methods for
examination of water and wastewater [32]. El análisis se debe realizar diariamente, a la entrada
del primer reactor, a su salida y a la salida del reactor metanogénico.
El procedimiento se basa en la oxidación de la materia utilizando dicromato potásico como
oxidante en un medio ácido (H2 SO4 ), durante dos horas a 150o C. La reacción es catalizada por
sulfato de plata. El exceso de dicromato se valora con sal de Mohr, usando ortofenantrolina
como indicador. Se realiza un blanco, siguiendo el mismo procedimiento que con el resto de las
muestras, sustituyendo ésta por agua desionizada . Los resultados se expresan en mg O2 /kg.
La determinación de la DQO se determina según la siguiente expresión:
(Vbl − Vm ) 8000N
Mmuestra
DQO =
(A.1)
donde Vbl es el volumen de sal consumida en la valoración del blanco, Vm el volumen de sal en
la valoración de la muestra, Mmuestra la masa de ésta, y N la normalidad de la sal de Mohr:
N=
VCr2 O7 NCr2 O7
Vsal
(A.2)
siendo VCr2 O7 el volumen de Cr2 O7 utilizado para la determinación de la normalidad, NCr2 O7
dicha normalidad, y Vsal el volumen de sal de Mohr utilizado en la valoración. Se utiliza
dicromato potásico 1N, manteniéndose la relación volumétrica entre el dicromato y el ácido
sulfúrico, de 1:3.
A.2
Determinación de C
El análisis se realiza sobre muestras secas, trituradas y tamizadas (1mm), libres de los
componentes inertes. Consiste en oxidar la materia orgánica con dicromato potásico en exceso
y valoración posterior del dicromato remanente con una sal de hierro (II).
A la muestra se le añade dicromato potásico 1N y ácido sulfúrico concentrado. Se le deja
reposar 30 minutos y se añade difenilamina titulando con la solución de sulfato ferroso 0,5 N.
Realizar simultáneamente un ensayo en blanco. El porcentaje de carbono será:
%C =
(Vbl − VM ) 0, 39N
Mm
(A.3)
donde Vbl es el volumen de sulfato ferroso gastado con el blanco, VM el volumen de sulfato
ferroso gastado con la muesetra, y N la normalidad de la sal de hierro (II). El factor 0, 39 tiene
en cuenta que por este método se sólo se oxida un 77% de carbono de la muestra, cuya masa
se denota por Mm .
A.3
Determinación de N
El método Kjeldhal determina el nitrógeno en estado trinegativo. Normalmente se asocia
al nitrógeno total, por considerar las fracciones más importantes de formas nitrogenadas en los
residuos animales, nitrógeno orgánico y amoniacal.
Se basa en digerir la muestra con temperatura, en medio ácido con un catalizador de Selenio, de forma que los compuestos orgánicos nitrogenados formen formas amoniacales, sulfato
amónico. Posteriormente se analiza el contenido total de sales amoniacales mediante la destilación de la muestra digerida. Se añade una base fuerte (NaOH 40%) para subir el pH y
55
desplazar el equilibrio hacia la formación de amonı́aco libre. El destilado se recoge en ácido
bórico con indicador (rojo de metil). Al recogerse el vapor en un medio ácido el amonı́aco
pasará a la forma iónica no volátil. Finalmente se realiza la valoración del borato que ha
reaccionado con el amonı́aco, mediante titulación con un ácido fuerte, HCl, de normalidad
conocida. El nitrógeno total se estima utilizando la siguiente expresión
%N =
0, 014 (Vm − Vbl ) NHCl
Mm
(A.4)
donde Vm es el volumen de HCl consumido en la valoración de la muestra, Vbl el volumen de
HCl consumido en la valoración del blanco, NHCl la normalidad del HCl, y Mm la masa de la
muestra.
A.4
Determinación de P
A partir de las cenizas obtenidas por calcinación a 550o C, se realiza una extracción con HCl
concentrado. El fósforo inicialmente contenido en las cenizas se disuelve y pasa a la solución.
Utilizando un método colorimétrico, adaptado del método 4500-P C de Standard methods for
examination of water and wastewater [32], se determina el contenido de fósforo total. La lectura
de absorción se realiza a 430 nm mediante un espectrofotómetro.
Se utiliza el reactivo nitrovanadomolı́bdato, que al reaccionar con el ácido fosfórico, forma
fosfomolibdovanadato, que da una coloración amarilla. La cantidad de reactivo es un 20% del
volumen del matraz. Una vez preparada la solución se debe dejar reposar 1 hora antes de
realizar la lectura. El cálculo de la concentración se obtiene mediante la siguiente expresión:
%P = C
VB VA %Cenizas
VA Mcenizas 100000
(A.5)
donde C es el valor de la concentración obtenido a partir de la lectura en el espectrofotómetro,
Vm es el volumen de la dilución ácida de cenizas, VB el volumen de la dilución realizada para
hacer la determinación, y Mm la masa de las cenizas.
A.5
Cationes
Los cationes se analizan por fotometrı́a de llama, utilizando el equipo sobre la base de un
extracto ácido sobre las cenizas, realizado con el mismo procedimiento que en el método de
determinación del fósforo. Los cationes Na y K se determinan mediante la técnica de fotometrı́a
de llama en emisión, mientras que para la determinación del Ca y Mg se trabaja en absorción.
En la determinación de Na y K, es necesario añadir 1 mL de ClLi 2,5N por cada 100 ml
antes de aforar, para evitar su ionización. En la determinación del Ca y Mg, es necesario añadir
1 ml de SrCl2 al 3% por cada 10 ml de solución. Se deberá aplicar la ecuación empleada en la
determinación del fósforo al valor obtenido por la lectura en el instrumento, para referirlo a la
muestra fresca.
A.6
Alcalinidad
La alcalinidad depende del pH de punto final utilizado. El método estándar (2320) de
Standard methods for examination of water and wastewater [32], consiste en la valoración con
un ácido fuerte hasta pH 4,3. A pH 4,3 más del 99% del bicarbonato del sistema es convertido
a CO2 . Sin embargo, al hacer esta valoración se considera más del 80% de los de ácidos grasos
volátiles, compuestos presumiblemente abundantes en los sistemas anaerobios. Por ello Hill y
Jenkins propusieron la utilización de la valoración hasta pH 5,75, que se ajusta mucho mejor
al valor real de alcalinidad debida al bicarbonato[33].
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La valoración se realizó con ácido clorhı́drico de normalidad exacta conocida con medida
continua del pH. El resultado se expresa en mg CaCO3 /l. El cálculo de la alcalinidad se realizó
utilizando la siguiente expresión:
[CaCO3 ] =
VHCl NHCl
50
Vm
(A.6)
donde VHCl es el volumen de HCl consumido en la valoración de la muestra, NHCl la normalidad
del HCl, y Vm el volumen de la muestra.
A.7
Ácidos grasos volátiles
Los ácidos grasos de cadena corta, o volátiles, AGV, se analizan por cromatografı́a de
gases. Se inyecta un volumen de muestra de 1 µl, en modo split, con un flujo de gas portador
constante a 1 ml/min, una relación de split de 20/1 y una relación de purga de septum de 5/1.
La temperatura inicial del horno es de 100 o C, durante 4 minutos, momento a partir del cual
sube hasta los 155 o C con una velocidad de 5 o C/min. Finalmente sube hasta 240 o C.
La calibración se realiza con mezcla de 6 patrones a diferentes concentraciones, desde 1
mg/l hasta 2000 mg/l. Se utiliza un método lineal de calibración.
A.8
Nitrógeno amoniacal
El nitrógeno amoniacal se ha analiza por el método de destilación, con un destilador marca
Tecator (Kjeltec System 1026 Distilling Unit), siguiendo el método 4500-NH3 B de Standard
methods for examination of water and wastewater [32]. El método es exactamente el mismo que
el utilizado para destilar y valorar el nitrógeno Kjeldhal, sin la digestión previa y utilizando
como base MgO. La determinación se realiza sobre la fracción el sobrenadante de centrifugar a
3500 rpm, tomando 1 mL de muestra. El cálculo de la concentración de nitrógeno amoniacal
expresado en mg de N-NH4 +/L serı́a:
N − NH4 (mg/l) =
14000 (Vm − Vbl ) N HCl
Vmuestra
(A.7)
donde Vmuestra es el volumen de muestra utilizado.
A.9
Sólidos totales, sólidos volátiles y sólidos en suspensión volátiles
La determinación de ST se realiza, conforme a la norma UNE 77030 : 1982, evaporando un
volumen conocido de muestra y secando el residuo en estufa a 105 o C, hasta pesada constante,
indicándose el resultado en mg/l. La cápsula que contiene la muestra seca se introduce en un
horno mufla durante 15 horas a 550o C. Se coloca en un desecador, se deja enfriar y se pesa. El
contenido en SV se determina por diferencia entre el residuo a 105 o C y el residuo a 550 o C.
Los Sólidos en Suspensión se determinan mediante filtración conforme a la norma UNE-EN
872:1996, a vacı́o o presión, con filtros de fibra de vidrio de borosilicato de diámetro de poro
de 0,45 µm, de un volumen conocido de agua bruta, siendo los Sólidos en Suspensión (SS) el
residuo seco retenido en los mismos expresado como mg/l [32]. La determinación de los sólidos
volátiles SSV se realiza sobre la misma muestra, mediante calcinación, en un mufla a 550o C
durante 6 horas. El contenido en SSV se determina por diferencia entre el residuo seco y las
cenizas.
A.10
Composición del biogás, CH4 y CO2
El biogás se analiza mediante cromatografı́a de gases. La temperatura del detector es de
120o C y la del inyector de 130o C. La temperatura del horno se mantiene constante a 30o C. Se
utiliza Helio como gas portador con un flujo de 20 ml/min.
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La calibración se realiza utilizando dos patrones, uno mezcla de CO2 y CH4 y, el otro
mezcla de N2 y CO2, de concentración conocida. Se utilizan diferentes volúmenes de muestra,
para obtener los diferentes puntos de la recta de calibración.
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